利用温和的水性传热介质作为冷冻剂提纯环己酮的连续方法
【专利摘要】本发明涉及利用温和的水性传热介质作为冷冻剂提纯环己酮的连续方法，并提供了一种提纯环己酮的连续方法含有蒸馏区，其中塔顶蒸汽被去除并将其部分地冷凝且将具有进入温度为50℃到120℃范围内的水性传热介质作为冷凝的冷冻剂。
【专利说明】利用温和的水性传热介质作为冷冻剂提纯环己酮的连续方法
【技术领域】
[0001]本发明涉及提纯环己酮的连续方法。环己酮被作为制备己内酰胺的一种原料。在制备己内酰胺的连续方法中，环己酮的提纯是该方法中不可或缺的一部分。制备己内酰胺方法的另一个特征是形成了硫酸铵溶液并且在结晶步骤中可从该溶液中获得硫酸铵晶体。
技术背景
[0002]制备己内酰胺的连续方法是指制备己内酰胺的方法步骤的综合。因此，生产己内酰胺的方法也含有制备己内酰胺中间产品所需的那些方法步骤。本发明的方法不局限于任何一种特殊的内酰胺。内酰胺优选ε-己内酰胺。
[0003]众所周知，制备己内酰胺需要纯环己酮。
[0004]氧化环己烷可产生大量的环己酮。公知的方法是，在升高高温，提高压强的条件下，任选地在氧化催化剂的存在下利用大气中的氧气氧化环己烷制备环己酮和环己醇的混合物。另外，水和环己烯生成环己醇，通过部分脱氢可将该环己醇转化为环己酮/环己醇混合物。用氢气还原苯酚是另一种制备环己酮/环己醇混合物的商业方法。
[0005]本发明涉及从氧化过程中回收纯环己酮的方法，随后将该纯环己酮用于制备己内酰胺的方法中。氧化过程产生了可作为主要氧化产物的环己酮和环己醇粗混物，同时也产生了少量氧化产物，例如酸，像己二酸、戊二酸、戊酸、羟基己酸、琥珀酸、甲酸、乙酸以及这些酸和环己醇的酯。一些基于路线的环己烯副产物为甲基环戊烯和甲基环戊醇。
[0006]KA油是氧化环己烷产生的环己酮/环己醇(酮/乙醇)的粗混物的工业术语。KA油中环己酮/环己醇的比取决于合成和催化剂的类型(如使用的话)，其比例为70: 30到10: 90。公知技术中，KA油可用于生产己二酸或者可将KA油转化为纯环己酮用于己内酰胺合成。
[0007]然而，环己烷氧化的越多，环己醇和环己酮的产量越低；因此为了最大化产量，通常用转化因子值为3%到5%间进行反应。因此，离开反应区的粗氧化产物(KA油)，除了上述环己醇、环己酮、酸、酯和水外，含有过量的环己烷。本领域公知，反应区包括1-10个串联操作的反应器。
[0008]为防止在安装过程中发生腐蚀，习惯上在加工过程中，首先中和去除粗氧化产物中的酸。另外，在处理过程中皂化部分酯。接下来，蒸馏回收未转化的环己烷，并输入回到氧化反应器中。之后，可能皂化留在剩余产物中的酯以提高环己醇的产量。通过初步蒸馏从皂化阶段获得的有机相(主要为环己醇和环己酮再加上少量杂质)去除含杂质的轻馏分，于是重新蒸馏来自初步蒸馏阶段的底部产物，所需产物，环己酮，作为塔顶产物回收。
[0009]从环己酮蒸馏的塔底产物分离出主要由环己醇组成的馏分，随后进行脱氢处理。产生的转化产物环己酮，大量环己醇以及少量副产物重新输入到初步蒸馏并通过整个蒸馏过程。通过以下方法回收环己酮，蒸馏，中和不包含未转化的环己烷氧化产物，环己醇馏分脱氢形成环己酮，以 及再循环转化产物至初步蒸馏阶段，这从GB913，000可知。[0010]将因蒸馏获得的塔顶蒸汽通过热交换器进行冷凝。通常，将塔顶蒸汽通过用冷凝水冷凝的冷凝器(一种类型的热交换器)。交换塔顶蒸汽的热量到冷凝水中。
[0011]众所周知，冷水的进入温度为3°C到35°C，这取决于水源。然后由于传热冷却水升高了 5°C到10°C左右。另外，在传统的冷凝系统中，例如冷凝塔，水的部分蒸发去除了加热的冷凝水的热量。部分蒸发导致连续浓缩从而在更高的温度下会有更多的碳酸盐沉淀，这导致热交换器的加速结垢和阻塞。因此，45°C通常作为冷凝水返回温度的实际上限。
[0012]在进入和返回冷凝水间较低温度差使冷凝水流量需求更高，这意味着冷凝水系统的成本更高，某些案例也需要更大的能处理更大流量的冷凝水的热交换器。
[0013]温度范围是冷凝水返回温度(热)和冷凝水供应温度(冷)间的不同点。最大程度的扩大范围以将冷凝设备大小和总循环水流量最小化。但是，鉴于较低的对数平均温度(LMTD)，这可通过增加工厂中热交换器的大小来抵消。LMTD是交换器每端的热冷蒸汽温差的对数平均值。LMTD越大，交换的热量越多。
[0014]利用气候和二次冷凝系统效率确定供应温度。在冬季因环境温度降低，任何一个二次冷凝系统会更有效。因此，夏季条件下将设置最高供应温度。甚至在温带气候区，如北欧，夏季的空气温度超过30°C。供应温度为35°C左右，可以使标准的冷凝水的温度上升5°C至|J8°C。冷却水系统为非蒸发或蒸发的。非蒸发系统包括直流式冷却系统和闭环冷却系统。直流式冷却水用于冷却工艺或设备，然后作为废水被排出。特征是，它需要大量的水，水温小幅增加，该方法当在低成本下可随时可用大量的水时通常被采用。闭环冷却水系统是一个再循环水系统，不通过蒸发冷却该系统且该系统具有极少的水损失(不超过系统体积的
0.5%到5%每天)。蒸发冷却系统包括开放的再循环系统，例如冷却塔、蒸发冷却器、喷雾池或冷却湖。
[0015] 现有发明采用的是具有水性传热介质的闭环冷却系统。所述闭环包括己内酰胺生产工艺的很多步骤。
[0016]在己内酰胺生产工艺的另一个阶段中，在硫酸的存在下通过贝克曼重排反应重排环己酮肟，从而获得含己内酰胺的重排混合物。随后，在水的存在下于中和区借助氨中和重排混合物，从而获得一种含有水性硫酸铵溶液相和水性粗己内酰胺相的混合物。然后，将水性硫酸铵溶液相和水性粗己内酰胺相彼此分离。
[0017]将硫酸铵溶液相输入蒸发结晶器中，在该蒸发器中硫酸铵溶液相中存在的水分被部分地蒸发同时沉淀硫酸铵晶体，利用例如离心分离机的作用例如从母液中分离硫酸铵晶体从而回收硫酸铵晶体。加热硫酸铵溶液实现该蒸发。现有技术方法中，公知采用输入外部能量产生蒸汽来启动蒸发结晶器。这是一种净耗能过程。
[0018]我们现已发现利用环己酮提纯期间产生的能量降低启动例如蒸发结晶器所需外部能量的投入的方式。这可以通过例如采用闭环冷却系统实现，在那里水性传热介质在贝克曼重排反应步骤中被加热，然后在环己酮提纯期间冷凝塔顶蒸汽时将水性传热介质作为冷凝剂。这导致水性传热介质获得再次加热且随后在硫酸铵结晶步骤将该热量从水性传热介质交换到水性硫酸铵溶液中。然后冷却的水性传热介质循环回到贝克曼重排反应步骤中。
【发明内容】
[0019]本发明的目标可通过提纯环己酮的连续方法得以实现，所述方法包括:
[0020]a)将含环己酮和环己醇的第一混合物加入到第一蒸馏区；
[0021]b)基本去除作为第一蒸馏区的含有在101.325kPa压强下沸点< 154°C的成分的塔顶蒸汽并将含有环己酮和环己醇的第二混合物作为塔底产物排出；
[0022]c)将步骤b)中获得的含环己酮和环己醇的第二混合物加入到第二蒸馏区；
[0023]d)去除第二蒸馏区中作为塔顶蒸汽的环己酮并排出作为塔底产物含环己酮和环己醇的第三混合物；
[0024]e)将步骤d)获得的含环己酮和环己醇的第三混合物加入到第三蒸馏区；
[0025]f)在第三蒸馏区去除含环己醇的塔顶蒸汽并排出含有在101.325kPa压强下沸点
>165°C的成分的塔底产物；
[0026]其中在第一和/或第三蒸馏区获得的塔顶蒸汽至少部分地被冷凝，同时将具有进入温度为50°C到120°C范围内的水性传热介质作为冷凝的冷冻剂。
[0027]虽然不是优选地，按不同的顺序进行该方法也是可能的。该方法不需要所有步骤依次进行，且塔顶和塔底产物可进一步分离。例如向另一个蒸馏区加入来自步骤b)的塔底产物之后去除作为塔顶蒸汽的环己醇并将含有在101.325kPa压强下沸点> 165°C的成分的底部产物排出，这也是可能的。
[0028]含有环己酮和环己醇的第一混合物(步骤a)源自基于非未催化氧化环己烷的方法。此外，至少部分含环己酮和环己醇的第一混合物源自基于催化氧化环己烷的方法。另外一个实施例中，至少部分的含环己酮和环己醇的第一混合物源自基于水和环己烯的方法或者源自基于氢化苯酹的方法。
[0029]蒸馏区可能含有一个或多个蒸馏塔。优选地，蒸馏区含有I到3个蒸馏塔，优选地I到2个蒸馏塔，最优选地为I个蒸馏塔。
[0030]基本去除第一蒸馏区内在压强101.325kPa下沸点< 154°C的成分的塔顶蒸汽意味着高于80wt%,更优选地为高于90wt%,尤其为高于95?1:%的该成分,相对于加入到第一蒸馏塔的物质中该成分的量。塔顶蒸汽还含有在压强101.325kPa下沸点> 154°C的部分成分，优选地，不超过15wt%塔顶蒸汽。
[0031]蒸馏塔内的温度和压强可以改变，这取决于使用的塔的大小和型号以及优化的工艺条件。优选地，第一和/或第三蒸馏区内冷凝前的蒸汽温度为60°C到175°C范围内。优选地，塔顶蒸汽冷凝前第一和/或第三蒸馏区内压强为IOkPa到150kPa范围内。
[0032]步骤d)中塔顶蒸汽优选含有> 95wt%环己酮，更优选地> 99wt%,最优选地>99.5wt%，尤其为> 99.8￥七％环己酮。
[0033]总的来说，第二蒸馏塔内塔顶蒸汽的温度太低，不能用于有效的热交换，所以环己酮一部分用于回流而剩余部分作为最终产品用以生产己内酰胺。然而，至少部分冷凝第一和/或第三蒸馏区内蒸汽获 得的液体可用作这些蒸馏区的回流液。
[0034]步骤f)中可将塔顶蒸汽(主要环己醇)输入到环己醇脱氢反应区，在那里部分加入的环己醇被转化为环己酮和氢。至少部分环己酮与含有环己酮和环己醇的第一混合物相结合，随后被输入到第一蒸懼区。
[0035]步骤f)中将优选地高于90wt%含有在压强101.325kPa下沸点> 165°C的成分，更优选地高于95wt%作为塔底产物排出。塔底产物含有一些环己醇，因为并不是所有的环己醇都被作为塔顶蒸汽和重馏分去除。重馏分是由升高的温度产生的低聚物。塔底产物也可含有一些具有低沸点的成分。含有环己醇的塔底产物可被加入到脱氢区，在那里至少部分环己醇被转化为环己酮。
[0036]优选地，可在使用水性传热介质的间接热交换器中实施冷凝第一和/或第三蒸馏区获得的塔顶蒸汽。已知可使用环境温度的空气或具有进入温度为低于45°C，更常为低于40°C，尤其为低于35°C的冷却水作为间接热交换器中的传热介质。本发明中水性传热介质优选地其进入温度为高于55°C，更优选地为高于60°C。
[0037]优选地，作为冷凝第一蒸馏区获得的塔顶蒸汽的冷冻剂，水性传热介质的温度可提高至少5°C，更优选地为10°C。
[0038]优选地，作为冷凝第三蒸馏区获得的塔顶蒸汽的冷冻剂，水性传热介质的温度可提高至少5°C，更优选地为10°C。
[0039]优选地，由于温度的上升，通过冷凝第一和第三蒸馏区的蒸汽交换到水性传热介质的能量的总量为大于1.01MJ/kg步骤d)中去除的环己酮。
[0040]本发明方法的一个实施方案中，冷凝第一蒸馏区的塔顶蒸汽后将水性传输介质作为冷凝第三蒸馏区的塔顶蒸汽的冷冻剂。在另一个实施方案中，水性传输介质在冷凝第一蒸馏区的塔顶蒸汽后，与用作为冷凝第三蒸馏区顶部蒸汽的冷冻剂的水性传输介质混合。随后将加热的水性传输介质输入到蒸发结晶器以提供硫酸铵结晶过程的热量。
[0041]冷凝器是热交换器 的一种类型，其可将热量交换到非工艺液体中，例如水性传输介质，以将该非工艺液体加热产生(低压)蒸汽。热交换器的另一个类型是结晶器热交换器，例如结晶器其中加热硫酸铵溶液而导致水分蒸发从而实现硫酸铵晶体的结晶。
[0042]优选地，将作为冷凝第一和/或第三蒸馏区获得的塔顶蒸汽的冷冻剂的水性热交换介质加入到蒸发结晶器的间接热交换器中。更优选地，蒸发结晶器是一种硫酸铵溶液蒸发结晶器。
[0043]实际上，本发明中需要使用的更大冷凝器来更有效地传热。这是因为水性传输介质和塔顶蒸汽间的温差较小USLMTD)于是就需要更大流量的水性传输介质，在使用较大的设备时这会更容易。虽然这很耗成本但是成本和节能能够相平衡。
[0044]本发明的实施方案提供了一种在蒸发结晶器中制备硫酸铵的连续方法，包括用水性传热介质加热硫酸铵溶液以蒸发至少一些水分，该方法含有用以下步骤提纯环己酮的连续方法:
[0045]a)向第一蒸馏区加入含有环己酮和环己醇的第一混合物；
[0046]b)基本去除第一蒸馏区的含有在101.325kPa压强下沸点< 154°C的成分的塔顶蒸汽并将含有环己酮和环己醇的第二混合物作为塔底产物排出；
[0047]c)将步骤b)中获得的含环己酮和环己醇的第二混合物加入到第二蒸馏区；
[0048]d)去除第二蒸馏区中作为塔顶蒸汽的环己酮并排出作为塔底产物含环己酮和环己醇的第三混合物；
[0049]e)将步骤d)获得的含环己酮和环己醇的第三混合物加入到第三蒸馏区；
[0050]f)在第三蒸馏区去除含环己醇的塔顶蒸汽并排出含有在101.325kPa压强下沸点
>165°C的成分的塔底产物；
[0051]其中冷凝第一和/或第三蒸馏区获得的塔顶蒸汽采用了水性传热介质；其中冷凝第一和/或第三蒸馏区获得的塔顶蒸汽采用具有进入温度为50°C到120°C范围内的水性传热介质作为冷冻剂。
[0052]本发明的一个实施方案中，至少部分含水性硫酸铵的溶液源自于用氨中和的贝克曼重排混合物。
[0053]本发明的另一个实施方案中，至少部分含有水性硫酸铵溶液源自基于(反向)Raschig技术的方法。
[0054]本发明的又一个实施方案中，至少部分含有水性硫酸铵溶液源自基于在硫酸存在下用氢气将一氧化氮(NO)选择性还原成羟胺的方法。
[0055]本发明还含有利用所述方法获得环己酮。
[0056]还提供了利用所述方法获得的硫酸铵。
【专利附图】
【附图说明】[0057]本发明通过以下的图来更全面的解释。
[0058]图1描述了本发明方法的一个实施方案,其中将本发明方法与含有四个蒸懼塔和环己醇脱氢反应器区相串联的DSM的Oxanone?方法中环己酮提纯区合并。
[0059]图2阐述了用于图1所述的DSMOxanone?方法的环己酮提纯区的含有两个加热区和两个冷却区的水性传热介质的工序。
[0060][A]是能够通过蒸馏去除环己烷和水的干燥塔；环己烷循环回到环己烷氧化过程。塔[A]的塔底流注为KA油(环己酮和环己醇的混合物以及部分轻馏分(沸点低)和重馏分(沸点高))。
[0061][B]是能够去除在生产环己酮过程中未再利用的轻馏分的初馏塔(也称为轻馏塔)。
[0062][C]是产品蒸馏塔(环己酮作为塔顶产物)。
[0063][D]是重馏分去除塔(环己醇作为塔顶产物)。
[0064]图1
[0065]向干燥塔[A]加入包含环己酮和环己醇的混合物，该混合物含有在未催化的环己烷氧化中产生的并在环己烷回收区从混合物中去除大部分环己烷的[线I]中混合物，和源自环己醇脱氢反应区[E]的混合物[线2]。在干燥塔[A]中，主要含有环己烷和水的流注[线3]作为塔顶蒸汽去除。将来自干燥塔[A]的塔底流注[线4]加入到初馏塔[B]中，在那里去除含有例如环氧环己烷、戊醇、丁醇、己醛和水成分的塔顶蒸汽流[线5]。在用水性传热介质进行冷凝的冷凝器中，冷凝塔顶蒸汽且部分获得的冷凝物作为回流液回到该初馏塔[B]塔顶(图1并未显示)。通常初馏塔[B]的塔顶压强低于大气压。(Iatm =101.325kPa)。通常初馏塔[B]的塔顶温度为50°C到180°C范围内。
[0066]将该初馏塔[B]的塔底流注[线6]加入到产品蒸馏塔[C]，也被称为环己酮回收塔，在那里获得了作为塔顶蒸汽的环己酮[线7]。
[0067]在冷凝器中冷凝塔顶蒸汽且部分冷凝的环己酮作为产品蒸馏塔[C]中回流液(图1并未显示)。将获得的纯环己酮用于生产己内酰胺。
[0068]将该环己酮回收塔[C]中塔底流注[线8]加入到重馏分去除塔[D]，在那里主要含有环己酮的低聚物的重馏分作为塔底流注[线10]流出。在用水性传热介质冷凝的冷凝器中冷凝富含环己醇流注的塔顶蒸汽[线9]且将部分获得的冷凝物作为回流液返回到重馏分去除塔[D]塔顶(图1并未显示)。通常重馏分去除塔[D]的塔顶压强低于大气压。通常重馏分去除塔[D]的塔顶温度为50°C到180°C范围内。
[0069]冷凝后通过[线11]将冷凝富含环己醇流注[线9]获得的部分冷凝物输入到环己醇脱氢反应区[E]。在环己醇脱氢反应区[E]中，将部分加入的环己醇转化为环己酮和氢。产生的氢流出[线12]。将含有环己醇脱氢反应区[E]产生的环己酮和环己醇混合物输入到干燥塔[A]中[线2]和/或任选地输入到初馏塔[B]中(图1并未显示)。
[0070]图2
[0071]图2中，将水性传热介质从冷凝器[H]中转移到重馏分去除塔[D]的冷凝器[F]中[线20]，在那里水性传热介质吸收热。在冷凝器[F]中，至少部分地将含塔顶蒸汽的环己醇[线9]冷凝成含冷凝物的环己醇并通过[线11]离开冷凝器(部分返回塔[D]和/或部分进入环己醇脱氢反应区[E]);参见图1。
[0072]将水性传热介质从冷凝器[F]中转移到初馏塔[B]的冷凝器[G]中[线22]，在那里水性传热介质吸收热。在冷凝器[G]中，至少部分地将含塔顶蒸汽的水[线5]冷凝成含冷凝物的水并通过线23离开冷凝器[G](部分返回塔[B]和/或部分弃置)。
[0073]将水性传热介质从冷凝器[G]中转移到[线24]第一蒸发结晶器区[J1]的热交换器中，在那里水性传热介质传热并且随后将冷却的水性传热介质转移到[线25]冷凝器[H]中，在那里用吸热的冷凝水[线26]进一步冷凝水性传热介质，之后加热的冷凝水流出[线27]。在冷凝后该水性传热介质完成循环并将其转回[线20]到冷凝器[F]中。
[0074]输入[线30]含新鲜水性硫酸铵的溶液到第一蒸发结晶器区[J1]中。在第一蒸发结晶器区[J1]中，在热交换器中用水性传热介质加热含新鲜水性硫酸铵的溶液从而形成硫酸铵晶体和含有蒸汽的水。输出硫酸铵晶体[线32]并将含蒸汽的水转移[线31]到第二硫酸铵蒸发结晶器区[J2]中。
[0075]蒸发结晶器区含有结晶器、热交换器和晶一液分离设备(例如筛网或离心分离机)。
[0076]输入[线33]含新鲜水性硫酸铵的溶液到第二蒸发结晶器区[J2]中。在第二蒸发结晶器区[J2]中，用含蒸汽的水[线31]在热交换器中加热含新鲜水性硫酸铵的溶液进而至少部分地将水性硫酸铵溶液冷凝并通过[线34]离开，从而形成硫酸铵晶体和含有蒸汽的水。输出硫酸铵晶体[线36]并将含蒸汽的水移出[线35]。
实施例
[0077]本发明通过以下的实施例来进一步说明，但不限于此。
[0078]对比实施例
[0079]在环己酮生产设备和硫酸铵结晶的生产设备中实施该对比实施例。在对比实施例中没有闭环水性传热介质将贝克曼重排反应步骤和环己酮提纯步骤相连且之后和硫酸铵结晶器相连。它们利用具有独立的贝克曼重排反应步骤的冷凝水系统和独立的蒸汽加热的硫酸铵结晶器。
[0080]为了与本发明实施例对比方便，将具有相同生产能力的环己酮工厂和硫酸铵结晶的工厂作为实施例工厂的模型评估对比实施例的数据。[0081]在依据DSM Oxanone?方法操作的商业环己酮设备进行该实验，该实验由非催化的环己烷氧化反应区、环己基过氧化氢分解区、环己烷回收区、皂化区和环己酮提纯区组成，且以提纯的环己酮每小时体积流量为6000kg的条件下操作。如上所述参考图1，环己酮提纯区含有四个蒸馏塔和环己醇脱氢反应器区。向干燥塔[A]加入源自皂化区的环己酮和环己醇混合物和源自环己醇脱氢反应区[E]的环己酮和环己醇混合物。在该塔内，主要将含有环己烷和水作为塔顶蒸汽去除。回收的塔顶蒸汽的有机馏分在氧化反应区再利用。将干燥塔的塔底流注输入到初馏塔[B]，在初馏塔中将例如环氧环己烷、戊醇、丁醇、己醛和水成分作为塔顶蒸汽去除。在冷凝器中用温度为20°C到32°C范围内的冷凝水冷凝这些塔顶蒸汽且将获得的部分冷凝物馏分作为回流液返回到初馏塔[B]的塔顶。该初馏塔[B]的塔顶压强大约为0.05MPa。该初馏塔[B]的塔顶温度大约为120°C。
[0082]将该初馏塔[B]的塔底流注输入产品蒸馏塔[C]，产品蒸馏塔内的纯环己酮作为塔顶蒸汽去除。采用部分冷凝的塔顶蒸汽作为回流液。将该产品蒸馏塔[C]的塔底流注输入到重馏分去除塔[D]，在去除塔中将主要为环己酮的低聚物的重馏分作为塔底流注去除。输出富含环己醇流注，该流注为该重馏分去除塔[D]顶部。将塔顶蒸汽加入到用温度为20°C到32°C范围内的冷凝水冷凝的冷凝器中。将部分获得的冷凝物作为回流液返回到重馏分去除塔[D]的塔顶，同时将剩余的冷凝物输入到环己醇脱氢反应器区[E]，在该反应器中部分环己醇被转化为环己酮。重馏分去除塔[D]的塔顶压强大约为6KPa。该重馏分去除塔[D]的塔顶温度大约为90°C。四个蒸馏塔的再沸器为蒸汽驱动。
[0083]硫酸铵结晶设备含有有效操作的蒸发型硫酸铵结晶器。将蒸汽作为能源输入到第一蒸发性硫酸铵结晶器的加热器中。该第一结晶器产生的蒸汽用于启动第二蒸发型硫酸铵结晶器的加热器。
[0084]在上述条件下，获得了环己酮设备的下述性能:在初馏塔[B]的冷凝器中交换到冷凝水的热量为2.4MW。在重馏分去除塔[D]的冷凝器中交换到冷凝水的热量为2.8MW。
[0085]实施例1除了在初馏塔的冷凝器和重馏分去除塔[D]的冷凝器中不使用冷凝水而是采用温度为66°C的水性传热介质之外，其他操作与对比实施例一样。另外，在本发明的实施例中，使用水性传热介质的闭环系统(图2)将贝克曼重排步骤和环己酮提纯步骤相连接且之后与硫酸铵结晶器相连接。首先向重馏分去除塔的冷凝器中输入该水性传热介质然后输入到初馏塔的冷凝器中。在重馏分去除塔的冷凝器中，将水性传热介质从66°C加热到79°C。在初馏塔的冷凝器中水性传热介质进一步加热到90°C。
[0086]因此向第一蒸发型硫酸铵结晶器的加热器中加入获得的加热的水性传热介质。该结晶器产生的蒸汽用于启动第二蒸发型硫酸铵结晶器的加热器。
[0087]第一蒸发型硫酸铵结晶器的加热器中，由于传热，传热介质的温度降到68°C。重新利用水性传热介质为冷凝器的冷冻剂前，进一步将位于冷凝器下游的传热介质的温度降低为 66℃。
[0088]在初馏塔[B]的冷凝器中交换到水性传热介质的热量为2.4MW。在重馏分去除塔[D]的冷凝器中交换到水性传热介质的热量为2.8丽。因此，实施本发明，环己酮设备的环己酮提纯区和硫酸铵结晶设备间热联合致使节能(蒸汽)为产生的环己酮的(2.4MW+2.8MW) /6000kg/hr = )3.1MJper kg。
[0089]因此，很明显本发明中从蒸馏区到冷凝水系统没有热交换。
【权利要求】
1.一种提纯环己酮的连续方法，所述方法包括: a)将含环己酮和环己醇的第一混合物加入到第一蒸馏区； b)基本去除作为第一蒸馏区的含有在101.325kPa压强下沸点<154°C的成分的塔顶蒸汽并将含有环己酮和环己醇的第二混合物作为塔底产物排出； c)将步骤b)中获得的含环己酮和环己醇的第二混合物加入到第二蒸馏区； d)去除第二蒸馏区中作为塔顶蒸汽的环己酮并排出作为塔底产物含环己酮和环己醇的第三混合物； e)将步骤d)获得的含环己酮和环己醇的第三混合物加入到第三蒸馏区； f)在第三蒸馏区去除含塔顶蒸汽的环己醇并排出含有在101.325kPa压强下沸点>165 °C的成分的塔底产物； 其中将在第一和/或第三蒸馏区获得的塔顶蒸汽至少部分地冷凝同时将具有进入温度为50°C到120°C范围内的水性传热介质作为冷凝的冷冻剂。
2.根据权利要求1所述的方法，其中第一和/或第三蒸馏区内冷凝前的蒸汽温度为60。。到175°C范围内。
3.根据权利要求1所述的方法，其中塔顶蒸汽冷凝前第一和/或第三蒸馏区内压强为IOkPa到150kPa范围内。
4.根据之前权利要求任何一项所述的方法，其中塔顶蒸汽冷凝前水性传热介质的温度可提闻至少5 C。
5.根据之前权利要求任何一项所述的方法，其中将作为冷凝第一和/或第三蒸馏区获得的塔顶蒸汽的冷冻剂的水性热交换介质加入到蒸发结晶器的间接热交换器中。
6.根据权利要求5所述的方法，其中蒸发结晶器为是一种硫酸铵溶液蒸发结晶器。
7.根据之前权利要求任何一项所述的方法，其中至少部分冷凝第一和/或第三蒸馏区内蒸汽获得的液体可作为这些蒸馏区的回流液。
8.根据之前权利要求任何一项所述的方法，其中通过冷凝第一和第三蒸馏区的蒸汽交换到水性传热介质的能量的总量为大于1.01MJ/kg步骤d)中去除的环己酮。
9.根据权利要求1所述的方法，其中至少部分含有环己酮和环己醇的第一混合物源自基于非催化氧化环己烷的方法。
10.根据权利要求1所述的方法，其中至少部分含有环己酮和环己醇的第一混合物源自基于催化氧化环己烷的方法。
11.根据权利要求1所述的方法，其中至少部分含有环己酮和环己醇的第一混合物源自基于水和环己烯的方法。
12.根据之前权利要求任何一项所述的方法获得的环己酮。
13.一种在蒸发结晶器中制备硫酸铵的连续方法，包括用水性传热介质加热硫酸铵溶液以蒸发至少一些水分，该方法含有用以下步骤提纯环己酮的连续方法: a)将含环己酮和环己醇的第一混合物加入到第一蒸馏区； b)基本去除作为第一蒸馏区的在101.325kPa压强下沸点< 154°C的成分的塔顶蒸汽并将含有环己酮和环己醇的第二混合物作为塔底产物排出； c)将步骤b)中获得的含环己酮和环己醇的第二混合物加入到第二蒸馏区； d)去除第二蒸馏区中作为塔顶蒸汽的环己酮并排出作为塔底产物含环己酮和环己醇的第三混合物； e)将步骤d) 获得的含环己酮和环己醇的第三混合物加入到第三蒸馏区； f)在第三蒸馏区去除含塔顶蒸汽的环己醇并排出在101.325kPa压强下沸点>165°C的成分的塔底产物； 其中冷凝第一和/或第三蒸馏区获得的塔顶蒸汽采用具有进入温度为50°C到120°C范围内的水性传热介质作为冷冻剂。
14.根据之前权利要求任何一项所述的方法获得硫酸铵。
【文档编号】C01C1/24GK103910617SQ201210596492
【公开日】2014年7月9日 申请日期:2012年12月28日 优先权日:2012年12月28日
【发明者】约翰·托马斯·廷格, 洛兰德·威廉默斯·西奥多瑞斯·玛丽亚·布兰德斯 申请人:帝斯曼知识产权资产管理有限公司