包含环己醇和环己酮的混合物的制备方法

包含环己醇和环己酮的混合物的制备方法
【专利摘要】一种制备环己酮和环己醇的混合物的连续方法，所述方法包括：a)在氧化段，在不存在含过渡金属的催化剂的情况下，在含氧气体的存在下氧化环己烷形成被氧化的反应混合物；b)在冷却段冷却被氧化的反应混合物；c)在分解段分解被氧化的反应混合物来形成被分解的反应混合物，这在低于130℃的温度下，在含过渡金属的催化剂和苛性碱水溶液的存在下进行；以及d)在回收段从被分解的反应混合物中回收环己烷；其特征在于：步骤b)包括i)在低于氧化段的压力下运行的一个或多个分馏柱中蒸发环己烷，而没有外部热量的输入，并将一部分如此蒸发的环己烷返回至氧化段；以及ii)在一个或多个间接热交换器中冷却反应混合物；以及用于执行所述方法的装置。
【专利说明】包含环己醇和环己酮的混合物的制备方法
[0001]本发明涉及一种制备包含环己醇和环己酮的混合物的方法。
[0002]环己醇与环己酮能够由环己烷用两步法来商业化生产。第一步是通过含氧气体氧化环己烷来生产包括环己醇、环己酮和环己基过氧化氢的混合物。常规地，在所述第一步中，环己烷在液相中被空气氧化。工业规模下，所述氧化通常是在温度为130-200°C范围的一个或多个反应器中非催化进行或用可溶性钴催化剂催化进行。气化的环己烷和气态流出物中的其他产物被冷凝和回收，并且尾气离开系统。产物混合物从来自所述反应器或多个反应器的液体流出物中回收，并且未反应的环己烧被循环(Kirk-Othmer, Encyclopediaof Chemical Technology, John Wiley & Sons, New York,1979,3rd Edition, Vol.7,
pp.410-416 and Ullmanns, EllCyklopadie der Technischen Chemie, Verlag Chemie,
ffeinheim, 1975,4th Edition, Vol.9，pp.689-698)。
[0003]在已知的方法中，通常地是第一步(氧化)发生在氧化段，其中发生反应(I)。所生成的被氧化的反应混合物由环己醇、环己酮、环己基过氧化氢、未反应的环己烷和一些次要副产品组成。在第二步中，所述被氧化的反应混合物在含氢氧根离子的相和钴催化剂的存在下根据反应(II)在分解段被分解来形成被分解的反应混合物。氢氧根离子还起到中和酸性副产物(未表示)的作用。简单起见，反应(I)和(II)此处以不平衡方程来描述。反应(I)和反应(II)生成的副产物在组分、浓度和数量方面一般是不同的。
[0004](I) C6H12+02 — C6H100+C6Hn0H+C6Hn00H+ 副产物 [0005]
(II) CfiHilQOH..................................................>CfiH,0O + C6H11OH + 副产物
[0006]被分解的反应混合物然后被传递到蒸馏段，并且从中蒸馏环己烷。进一步的处理步骤产出环己酮和环己醇的混合物。
[0007]EP0579323描述了这样一种方法，其中离开氧化段的被氧化的反应混合物在使环己基过氧化氢分解之前冷却至少10°C、优选地至少30°C。冷却之后，在含过渡金属的催化剂的影响下，实施环己基过氧化氢的分解。冷却可以通过热交换器或通过膨胀来实施。
[0008]在这样的系统中，存在的问题是当被氧化的反应混合物例如通过水冷却进行冷却时，能量从反应混合物中被去除。此外，在所述方法中必须稍后施加给反应混合物能量来从反应混合物中回收环己烷从而得到期望的产物环己醇与环己酮的混合物。
[0009]US2931834描述了一种方法，其中于配备有再沸器的闪蒸单元置于氧化反应器和分解反应器之间。低沸点酸、水和大部分(约90%)未反应的环己烷通过蒸馏从被氧化的反应混合物中去除。环己烷再循环至氧化反应器。浓缩的氧化产物被传递到分解反应器中。氧化和分解在无催化剂下进行。在实施例中，14.6?七％至16.8?七％的氧化产物浓度显示出比对比例中描述的至28.7wt%的氧化产物浓度更高的产物产率。
[0010]所述系统的一个问题是浓缩的被氧化的反应混合物中的环己烷的体积减小了。因此，在放热分解反应中产生的热量导致发生分解反应的温度比更稀的反应混合物条件下的温度更高。所述的高温意味着反应产生环己酮和环己醇的选择性较差。[0011]对此，一种可能的解决办法是在其进入分解段之前将浓缩的被氧化的反应混合物冷却至较低的温度，例如35-40°C，而不是约60°C。然而，冷却至所述温度会导致有机酸例如己二酸在被氧化的反应混合物中沉淀，因为温度降到了这些化合物的溶解度温度以下。所述沉淀物结垢，并且最终会堵塞管道，导致化工设备停机维修。
[0012]因此本发明的一个目的是提供生产环己酮和环己醇的混合物的改进的方法。更具体地提供一种方法，其中在环己烧从被氧化的反应混合物中部分闪蒸(partial flashevaporation)之后，环己基过氧化氢能够被有效分解而没有有机酸的沉淀并且没有减少环己醇或环己酮的产率。
[0013]本发明的发明人已经实现了一种将分解反应保持在某一温度的方法，在低于该温度下环己酮和环己醇由环己基过氧化氢的分解以良好产率生产；并且其中有机酸不会在被氧化的反应混合物中沉淀。因此，本发明提供了一种制备环己酮和环己醇的混合物的连续方法，所述方法包括:
[0014]a)在氧化段，在不存在含过渡金属的催化剂的情况下，在含氧气体的存在下氧化环己烷形成被氧化的反应混合物；
[0015]b)在冷却段冷却被氧化的反应混合物，
[0016]c)在分解段分解被氧化的反应混合物来形成被分解的反应混合物，这在低于130°C的温度下，在含 过渡金属的催化剂和苛性碱水溶液的存在下进行；以及
[0017]d)在回收段从被分解的反应混合物中回收环己烷；
[0018]其特征在于:步骤b)包括
[0019]i)在低于氧化段的压力下运行的一个或多个分馏柱中蒸发环己烷，而没有外部热量的输入，并将一部分如此蒸发的环己烷返回至氧化段；以及
[0020]ii)在一个或多个间接热交换器中冷却反应混合物。
[0021]本发明还包括适合于执行上述方法的装置，所述装置包括:
[0022]a)氧化段；
[0023]b)冷却段；
[0024]c)分解段；以及
[0025]d)环己烷回收段；
[0026]其特征在于所述冷却段包括:i)没有外部热量输入的一个或多个分馏柱；以及
ii)一个或多个间接热交换器。
[0027]需要在分解之前降低被氧化的反应混合物的温度来改善环己基过氧化氢分解反应的选择性。通常为此目的在环己酮设备中使用冷却段。通过部分闪蒸单元将环己烷从被氧化的反应混合物循环至氧化段的系统的优点在US2931834中没有被充分认知。主要的优点是利用降低被氧化的反应混合物的压力释放的能量来去除一些环己烷并将其返回到氧化段。这带来了下述下游优势:
[0028]1.比现有技术方法更早地，即在环己烷回收段之前，去除显著比例的环己烷，从而节省环己烷回收段中的能量。所述能量通常表示为蒸馏环己烷所需要的蒸汽的量。
[0029]2.相比现有技术的方法，通过冷却段下游的所有方法步骤的环己烷更少。因此下游设备的装备在处理环己醇与环己酮的量方面的容量被有效提高。
[0030]3.生成更少的副产物，例如可能由在氧化段被氧化的环己酮和环己醇的氧化形成的有机酸。这是由于来自环己烷回收段的被送入氧化段(进一步氧化)的环己酮和环己醇循环的减少。这也可能是由于氧化反应在较低的转化率下运行，因此无需额外的能量成本有更高的选择性。这又反过来提高了来自环己烷氧化的环己酮和环己醇的产率。也降低了在分解段用于中和有机酸的苛性碱溶液的消耗。后者的改善对环境特别有利。
[0031]本发明的发明人已经认识到在所述方法中在该时点而不是在环己烷回收段蒸发环己烷还有另外的优点。这是因为环己基过氧化氢比环己酮和环己醇都显著地不易挥发。因此，从环己基过氧化氢(主要氧化产物)中分离环己烷比从环己酮和环己醇的混合物中分离环己烷需要更少的能量。因此相比现有技术的方法在分解后回收环己烷，本发明在分解前回收环己烷降低了化工设备的能量消耗。
[0032]根据本发明在冷却段的一个或多个分馏柱中蒸发环己烷并回收所述环己烷至氧化段的进一步的优点是其产生了改善化工设备运行的更多选择。例如，一种选择是在更高的环己烷循环速率即较低的转化率下进行氧化反应。这提高了对于环己基过氧化氢的反应的选择性。含有分馏柱的冷却段抵消了氧化段流出物的增加。
[0033]如本文所用，术语“被氧化的反应混合物”指的在氧化段已经被氧化但尚未在分解段被分解的反应混合物。“被氧化的”是指上述反应(I)已经发生。应当理解的是该术语并不意味着所述反应混合物被完全氧化。
[0034]氧化段通常是串联布置的或在有中隔室的管式反应器中布置的反应器系统。通常氧气或含氧气体被提供给每个反应器或反应器部分。氧化在不存在含过渡金属的催化剂下进行。这可以被称为非催化氧化。
[0035]氧气本身、空气(富氧或少氧)或者与氮气或其它惰性气体混合的氧气可被选择作为含氧气体。空气是优选的，但空气能够与另外的惰性气体混合来消除爆炸风险。在这种情况下，通常按照尾气的氧气浓度保持低于爆炸极值的标准将含氧气体输送到反应器中。
[0036]如本文所用，术语“在不存在含过渡金属的催化剂的情况下”是指没有有效量的此类催化剂存在。反应混合物中可以存在微量的含过渡金属的催化剂并且没有任何明显的影响。因此，可以存在对环己基过氧化氢级分实质上没有影响的量的含过渡金属的催化剂。
[0037]分解段包括串联排列的一个或多个分解单元。分解单元是进行上述反应(II)的反应器。如本文所用，术语“被分解的反应混合物”是指已在分解段被分解的反应混合物。“被分解的”是指上述反应(II)已经发生。应理解的是该术语并不意味着所述反应混合物被完全分解。根据定义，被分解的反应混合物已经经历了如上所述的氧化。
[0038]每个分解单元的温度低于130°C。这减少了副产物的形成。通常地，温度在20°C和120°C之间；优选地在50°C和100°C之间。环己基过氧化氢的分解用含过渡金属的催化剂，例如钴或铬或它们的混合物实施。苛性碱水溶液也存在，其作用是催化分解反应。为了效率，分解通常在比氧化更低的温度下进行。优选地如EP-A-004105或EP-A-092867的描述进行。
[0039]分解段可以包括一个或多个洗涤单元。分解段可以包括一个或多个热交换器。分解段的一个实施方案包括洗涤单元后跟热交换器后跟洗涤单元。
[0040] 环己烷可以通过本领域技术人员已知的技术从被分解的反应混合物中回收。通常地，环己烷在蒸馏段从反应混合物中蒸馏。蒸馏段通常包括多个串联排列的蒸馏柱。在蒸馏段之前可以将环己烷从反应混合物部分闪蒸。部分闪蒸具有去除阻碍冷凝器/再沸器中热传递的低沸点组分包括惰性物的级分的优点。这在多个蒸馏柱串联运行的情况下特别重要。部分闪蒸对需要被输入至被分解的反应混合物来蒸馏掉环己烷的热量的影响是相当有限的。
[0041] 热交换器是用于将热量从一种流体流(fluid stream)传递至另一个流体流的装置。热交换器可以是直接的(其中流体流被混合)或间接的(其中流体流仍然由分隔壁保持分离)。间接热交换器对本领域技术人员是熟知的。适合于本发明的间接热交换器的实例是壳管式(shell & tube)、板式(plate)和管式(tubular)。通常地，间接热交换器包括管壳式间接热交换器。壳管式间接换热器是优选的，因为其能够处理大流量的反应混合物。
[0042]分馏柱在低于氧化段压力的压力下运行。当压力下降时，一部分环己烷被蒸发，从而冷却了剩余的被氧化的反应混合物。分馏柱不使用外部热量输入，因为主要目的是降低被氧化的反应混合物的温度。分馏柱装有冷凝器来冷凝大部分顶部物(overhead)。在冷凝器中得到的液体被部分地用作分馏柱中的回流来回收高纯度环己烷。
[0043]被循环的环己烷是高纯度的是很重要的。如果环己酮和/或环己醇和/或环己基过氧化氢也循环至氧化段，它们将进一步被氧化来形成有机酸，意味着不仅损失产物且苛性碱的消耗增加。通常地，在步骤b)i)返回到氧化段的那部分环己烷包含至多2wt%的非环己烧的化合物。该部分优选地包含至多lwt%,更优选地包含至多0.5wt%,最优选地包含至多0.25￥丨％的非环己烷的化合物。
[0044]在冷却段去除的环己烷的量是重要的，因为它决定了将被分解的被氧化的反应混合物的浓度。如上所述，这个量大有很多优点。然而，如果这个量过高，分解反应的温度会上升过高从而造成产物损失。因此，返回氧化段的那部分环己烷通常是存在于被氧化的反应混合物中的环己烧的IOwt %至40wt%。
[0045]通常地，氧化段在0.8MPa至1.5MPa的压力下运行。
[0046]通常地，在所述冷却段，所述一个或多个分馏柱在O至0.6MPa的压力下运行。优选地，所述一个或多个分馏柱在0.03MPa至0.2MPa的压力下运行。更优选地，所述一个或多个分馏柱在0.05MPa至0.15MPa的压力下运行。
[0047]改善返回到氧化段的环己烷纯度的方法是利用分馏柱中的塔盘或填料或其组合。这可以表示为理论塔盘(theoretical trays)数。一般来说，理论塔盘数越高，离开分馏柱的环己烷的纯度更高。通常至少一个分馏柱具有至少2个理论塔盘。优选地所有分馏柱都具有至少2个理论塔盘。更优选地至少一个分馏柱具有至少3个理论塔盘。还更优选地，所有分馏柱都具有至少3个理论塔盘。
[0048]任选地，离开分解段的被分解的反应混合物的一部分被循环至冷却段的一个或多个间接的热交换器。这样做的好处是增加通过分解段的反应混合物的体积从而增加分解反应中产生的热量的吸收所发生之处的体积。这反过来又防止分解反应的温度上升到副产物的形成被过度增加的程度。
[0049]离开分解段循环至冷却段的一个或多个间接热交换器的被分解的反应混合物部分的量参考离开分馏柱的反应混合物的温度和浓度来确定。
[0050]在步骤b)中蒸发的环己烷可以被直接供至氧化反应器，或者可以在被供至氧化反应器之前被加热。优选地，返回至氧化段的那部分环己烷在被返回至氧化段之前首先通过供有来自氧化段的尾气的热交换器。这样做的优点当然是使用来自尾气的热量，否则其将被浪费或者需要被运送到设备其他部分来利用。来自回收的环己烷的热量还能够被用来控制氧化反应器的温度。
[0051]本发明的另一种通过热量传递改善设备能量效率的选择是在氧化段和分解段之间引入工艺内(in-process)热交换器。因此，优选地，被氧化的反应混合物通过工艺内热交换器被用来加热被分解的反应混合物。工艺内热交换器是间接热交换器，其中来自方法的一部分的工艺液体将热量传递给方法的另一部分的工艺液体。
[0052]在本发明的装置中，任选地，分解段还进一步包括循环回路，所述循环回路被构造为将离开分解段的被分解的反应混合物循环回至冷却段的一个或多个间接热交换器。
[0053]优选地，所述冷却段包括没有外部热量输入并且具有至少2个理论塔盘的至少一个分馏柱；后跟一个或多个间接热交换器。
[0054]优选地，所述环己烷回收段包括一连串的蒸馏柱，所述蒸馏柱是集成的以便于第一蒸馏柱的顶部物流被用作第二蒸馏柱的热源。
[0055]图1表示了现有技术方法的一个实施方案，其中没有实施本发明。新鲜的环己烷通过进料(11)进入含有一个或多个氧化反应器的氧化段(A)。含氧气体通过进料(12)被进料至(A)。包含环己酮、环己醇、环己基过氧化氢、副产物和未反应的环己烷的被氧化的反应混合物通过进料(I)进入包括一个或多个间接热交换器的冷却单元(D)。冷却的被氧化的反应混合物然后通过进料(4)进入包括一个或多个分解反应器和一个或多个液/液相分离器的分解段(E)。含有含过渡金属的催化剂的苛性碱水溶液通过进料(13)进入分解段(E);分离的水相通过进料(14)被去除。被分解的反应混合物通过进料(5)进入包括一个或多个蒸馏柱的环己烷回 收段(G)。被去除的环己烷通过进料(16)进入氧化段(A)。主要包含环己酮、环己醇、环己烷的混合物通过进料(15)退出。
[0056]图2表示了根据本发明方法的一个实施方案。新鲜的环己烷通过进料(11)进入含有一个或多个氧化反应器的氧化段(A)。含氧气体通过进料(12)进料至(A)。包含环己酮、环己醇、环己基过氧化氢、副产物和未反应的环己烷的被氧化的反应混合物通过进料
(I)进入包括一个或多个工艺内热交换器的工艺内热交换器单元(B)，在此被冷却。冷却的被氧化的反应混合物然后通过进料(2)进入含有分馏柱的段(C)，在此一部分环己烷通过蒸发被去除并通过进料(17)返回至(A)。该闪蒸的结果是剩余的被氧化的反应混合物被冷却并被浓缩。剩余的被氧化的反应混合物然后通过进料(3)进入包括一个或多个间接热交换器的冷却单元(D),在此被进一步冷却。进一步冷却的被氧化的反应混合物通过进料
(4)进入包含一个或多个分解反应器以及一个或多个液/液相分离器的分解段(E)。含有含过渡金属的催化剂的苛性碱水溶液溶液通过进料(13)进入分解段(E);分离的水相通过进料(14)被去除。被分解的反应混合物通过进料(5)进入工艺内热交换单元(B)并在此被加热。加热的被分解的反应混合物通过进料(6)进入包含一个或多个闪蒸器的部分闪蒸段(F)，在此一部分的低沸点组分通过闪蒸被去除。被分解的闪蒸的反应混合物然后通过进料(7)进入包括一个或多个蒸馏柱的环己烷回收段(G)。去除的环己烷通过进料(16)进入氧化段(A)。任选地，部分闪蒸段(F)被加了支路并且加热的被分解的反应混合物通过进料
(6)直接进入环己烷回收段(G)(未在图2中表示)。主要包含环己酮、环己醇、环己烷的混合物通过进料(15)退出。
[0057]图3表示了根据本发明方法的一个实施方案，类似于图2，但没有工艺内热交换单元⑶和部分闪蒸段(F)以及进料(2)、(6)和(7)。新鲜的环己烷通过进料(11)进入含有一个或多个氧化反应器的氧化段(A)。含氧气体通过进料(12)进入(A)。包含环己酮、环己醇、环己基过氧化氢、副产物和未反应的环己烷的被氧化的反应混合物通过进料(I)进入含有分馏塔的段(C)，其中一部分环己烷通过蒸发去除并通过进料(17)被返回至(A)。经过所述闪蒸，剩余的被氧化的反应混合物被冷却和浓缩。剩余的被氧化的反应混合物然后通过进料(3)进入包括一个或多个间接热交换器的冷却单元(D)，在此被进一步冷却。进一步冷却的被氧化的反应混合物通过进料(4)进入包含一种或多种分解反应器以及一个或多个液/液相分离器的分解段(E)。含有含过渡金属的催化剂的苛性碱水溶液通过进料
(13)进入分解段(E);分离的水相通过进料(14)被去除。被分解的反应混合物通过进料
(5)进入包含一个或多个蒸馏柱的环己烷回收段(G)。去除的环己烷通过进料(16)进入氧化段(A)。主要包含环己酮、环己醇、环己烷的混合物通过进料(15)退出。
[0058]本发明通过以下实施例来说明，但不一定限于以下实施例。
实施例
[0059]实施例在运行的环己酮设备中进行。为了方便比较，本发明的实施例所给出的数据被缩放至对比例所描述 的设备的相同容量。对于本发明的实施例，给出了通过模拟仿真如下所述的本发明的设备得到的结果。
[0060]对比例
[0061]由非催化的环己烷氧化反应段、冷却单元、分解段和环己烷回收段组成的如上所述参照图1的环己酮设备，在清洁整个设备(包括环己烷回收段中第一蒸馏柱的再沸器)之后，以每小时500公吨的离开分解段的被分解的反应混合物的质量流运行。分解后获得的有机流中环己醇与环己酮的重量分数之和保持在3.4%。在该对比例中，氧化段由5个以空气作为氧源的氧化反应器串联组成。冷却段由6个串联的壳管式间接热交换器组成。离开非催化的环己烷氧化反应段的被氧化的反应混合物的温度约为165°C，压力约为1.2MPa并且流经热交换器的管内。水被用作冷却剂并且在冷却段的热交换器的管外部流动。离开冷却段的冷却下来的被氧化的反应混合物被进料至分解段。
[0062]分解段由预中和段和双相分解段组成。在预中和段，进入的被氧化的反应混合物用从分解段回收的废苛性碱水溶液洗涤。在两相分解段，被洗涤的有机相用苛性碱水溶液在含Co的均相催化剂的存在下被分解，接着是得到的有机相和废碱液的相分离。在预中和的洗涤之后回收的苛性碱水溶液流被处理掉。在分解段，有机相的温度由于中和反应和环己基过氧化氢分解的反应热的释放而升高。离开分解段的有机流(被分解的反应混合物)的温度通过调整冷却段的水流保持恒定。被分解的反应混合物被进料至环己烷回收段。
[0063]环己烷回收段由3个有效运行的蒸馏柱组成。换句话说，第一蒸馏柱的蒸汽被用于加热第二蒸馏柱，第二蒸馏柱的蒸汽被用于加热第三蒸馏柱。被分解的反应混合物被进料至配备有蒸汽驱动的再沸器的第一环己烷蒸馏柱。这三个蒸馏柱的柱头压分别约为
0.5MPa、0.3MPa和0.1MPa0所有这些蒸馏柱用回流运行来回收顶部物，主要是环己烷和低浓度的环己酮和环己醇。回收的顶部物在氧化段被再次使用。最后一个蒸馏柱的底部流含有约66重量％ (wt% )的环己烷，其余主要为环己酮、环己醇、轻组分(lights)和重组分(heavies)。最后一个蒸馏柱的底部流被送至环己酮纯化段用于进一步纯化并用于环己醇转化成环己酮。
[0064]在这些条件下，观察到了环己酮设备的下列性能:
[0065]
【权利要求】
1.一种制备环己酮和环己醇的混合物的连续方法，所述方法包括: a)在氧化段，在不存在含过渡金属的催化剂的情况下，在含氧气体的存在下氧化环己烷来形成被氧化的反应混合物； b)在冷却段冷却被氧化的反应混合物， c)在分解段分解被氧化的反应混合物来形成被分解的反应混合物，这在低于130°C的温度下，在含过渡金属的催化剂和苛性碱水溶液的存在下进行；以及 d)在回收段从被分解的反应混合物中回收环己烷； 其特征在于:步骤b)包括 i)在低于氧化段的压力下运行的一个或多个分馏柱中蒸发环己烷，而没有外部热量的输入，并将一部分如此蒸发的环己烷返回至氧化段；以及 ii)在一个或多个间接热交换器中冷却反应混合物。
2.根据权利要求1的方法，其中在步骤b)i)返回到氧化段的那部分环己烷包括至多2wt%的非环己烷的化合物。
3.根据权利要求1或2的方法，其中返回到氧化段的那部分环己烷是被氧化的反应混合物中存在的环己烧的10wt%至40wt%。
4.根据权利要求1至3中任意一项的方法，其中所述氧化段在0.8MPa至1.5MPa的压力下运行。
5.根据权利要求1至4中任意一项的方法，其中所述一个或多个分懼柱在O至0.6MPa的压力下运行。
6.根据权利要求5的方法，其中所述一个或多个分馏柱在0.03MPa至0.2MPa的压力下运行。
7.根据权利要求5或6的方法，其中所述一个或多个分馏柱在0.05MPa至0.15MPa的压力下运行。
8.根据权利要求1至7中任意一项的方法，其中至少一个分馏柱具有至少2个理论塔盘。
9.根据权利要求1至8中任意一项的方法，其中离开分解段的被分解的反应混合物的一部分被再循环至冷却段的(一个或多个)间接热交换器。
10.根据权利要求1至9中任意一项的方法，其中返回到氧化段的那部分环己烷在被返回到氧化段之前首先通过供有来自氧化段的尾气的热交换器。
11.根据权利要求1至10中任意一项的方法，其中被氧化的反应混合物通过工艺内热交换器被用来加热被分解的反应混合物。
12.适合于执行权利要求1至10中任意一项方法的装置，所述装置包括: a)氧化段； b)冷却段； c)分解段；以及 d)环己烷回收段； 其特征在于所述冷却段包括i)没有外部热量输入的一个或多个分馏柱；以及ii) 一个或多个间接热交换器。
13.根据权利要求12的装置，其中所述分解段还进一步包括循环回路，所述循环回路被构造为将离开分解段的被分解的反应混合物循环回至冷却段的间接热交换器。
14.根据权利要求12或13中任意一项的装置，其中所述冷却段包括没有外部热量输入并且具有至少2个理论塔盘的至少一个分馏柱；后跟一个或多个间接热交换器。
15.根据权利要求11至14中任意一项的装置，其中环己烷回收段包括一连串的蒸馏柱，所述一连 串的蒸馏柱是集成的以使得第一蒸馏柱的顶部物流被用作第二蒸馏柱的热源。
【文档编号】C07C31/135GK103987683SQ201280060705
【公开日】2014年8月13日 申请日期:2012年12月3日 优先权日:2011年12月7日
【发明者】约翰·托马斯·廷格, 科林尼·达盖奈特, 艾瑞斯·维索尔伦 申请人:帝斯曼知识产权资产管理有限公司