一种脱除环己醇中环己酮和中间组分的方法与流程

本发明涉及一种脱除环己醇中环己酮和中间组分的方法，属于环己酮制备领域。

背景技术：

通过环己烷氧化制备环己酮，通常经过以下步骤：

(1)用含分子氧的气体氧化环己烷，生成含环己基过氧化氢、环己醇和环己酮等物质的环己烷氧化液；

(2)用碱性溶液处理环己烷氧化液，使其中的环己基过氧化氢分解生成环己醇和环己酮，同时氧化液中的酸被中和，酯被皂化；

(3)将未反应的环己烷蒸出循环使用，不含环己烷的精馏釜液与环己醇脱氢产物一起进入粗醇酮槽；

(4)从粗醇酮槽引出的物料进入轻塔进行真空精馏，比环己酮容易挥发的组分从塔顶分出，环己酮、环己醇和比环己酮难挥发的组分从塔釜排出；

(5)轻塔釜物料进入酮塔进行真空精馏，从塔顶得到产品环己酮，从塔釜排出环己醇和比环己酮难挥发的组分；

(6)酮塔釜液进入醇塔进行真空精馏，比环己醇容易挥发的组分和环己醇一起从塔顶馏出，送往粗醇槽，从塔釜排出比环己醇难挥发的组分；

(7)从粗醇槽引出物料至环己醇脱氢工序，其中部分环己醇脱氢为环己酮，脱氢产物引入粗醇酮槽，与烷塔釜液一起作为轻塔的原料。

从以上环己酮生产的典型工艺可以看出，从环己烷氧化和环己醇脱氢产生的于各精馏塔操作条件下挥发性在环己酮和环己醇之间的物质无法从精馏工序脱除，会在精馏系统中逐步累积，对环己酮生产造成影响，这些物质统称为中间组分。

这些挥发性在环己酮和环己醇之间的中间组分中，大部分是常压下比环己醇沸点高的杂质，因为在醇塔精馏条件下与环己醇共沸，所以随环己醇一起从塔顶馏出，导致粗醇槽物料中中间组分的含量逐渐升高，其总含量常超过10％。现有的方法是在装置检修或停车时，将粗醇酮槽和粗醇槽中的中间组分含量较高的组分作为废料处理掉，正常开车后，精馏物料中的中间组分的含量又会逐渐升高。这些中间组分含量较高时会给环己酮的生产带来不利的影响：其一，这些物质在醇塔中蒸发，需要消耗能量，其后随环己醇一起进入环己醇脱氢工序，经过蒸发、升温、反应和降温后返回至粗醇酮槽，重新进入轻塔、酮塔和醇塔，造成这部分物料的无效循环，增加了能耗，挤占了设备空间；其二，这些杂质在含量较高时会有少量进入酮塔顶的环己酮产品中，降低了环己酮的质量；其三，为了保证环己酮的质量，不得不提高酮塔釜物料中环己酮的含量，由此造成环己醇脱氢原料中带入过多的环己酮，不仅降低了脱氢过程中环己醇的转化率，而且增加了环己酮的缩合副反应，降低了环己醇脱氢的选择性；其四，停车期间将中间组分含量较高的粗醇酮物料和粗醇物料作为废料处理，增加了环己酮生产的物耗。

这些中间组分生成量较少，以10万吨/年环己酮装置为例，中间组分的生成量约为40吨/年，合5kg/h，因此只需按5kg/h的速度脱除，即可使精馏系统中的中间组分的浓度维持恒定。

吴寿辉在《石油化工》1983,12(10):642-649中指出，环己醇中所含的杂质能使环己醇自身的热不稳定性增加，当采用工业精馏的90-91％的环己醇通过过热器时，高沸物的含量增加了3-4％，而采用98-98.8％的环己醇时，几乎无变化。当采用工业精馏的环己醇时脱氢选择性比采用纯的环己醇时下降约4％，所以应对环己醇脱氢原料进行精制，尽可能降低环己醇中的杂质含量，例如在醇酮精馏系统中再增加一个切割塔，但该文中没有给出具体的方法。

中国专利201620707871.1公开了一种环己酮生产过程中脱杂质丁基环己醚的装置，该装置是在环己醇蒸发器后增加一个精馏塔，对粗环己醇进行常压或加压精馏，部分丁基环己醚从塔釜排出至重组分槽，达到降低粗环己醇中中间组分含量的目的。但是排出的塔釜液中丁基环己醚含量仅为25～35％，其余的组分为环己醇，意味着有丁基环己醚2～3倍的环己醇作为副产物被处理掉，增加了物耗。另外，粗环己醇中环己酮含量过高的问题仍然存在。

中国专利201610837394.5公开了一种环己醇脱氢制备环己酮的工艺，环己醇脱氢工序的设备由环己醇蒸发器、汽液分离器、常压或加压精馏塔和环己醇脱氢反应器组成；精馏塔只设提馏段，塔釜设有再沸器。该工艺可使环己酮精馏工序和环己醇脱氢工序物料中含有的甲基环己酮和庚酮及它们的相似物的浓度大幅下降，减少了甲基环己酮和庚酮及它们的相似物在环己酮精馏工序和环己醇脱氢工序中的循环和累积。但该工艺无法降低环己醇原料中环己酮的含量，塔釜排出的物料中仍然含有30％左右的环己醇，增加了物耗。另外，在常压或加压条件下将含量很低的这些杂质从塔釜除去，需要较高的能耗。

这些专利的一个共同点是仅采用常压或加压精馏的方式将这些中间组分从塔釜除去，当原料中这些中间组分含量不高的情况下，从塔釜除去这些杂质需要消耗较多的能量，如含90％环己醇和10％中间组分的物料常压或加压精馏时，设回流比为4，则每脱除1份中间组分至少需蒸发45份环己醇；如含96％环己醇和4％中间组分的物料常压或加压精馏时，设回流比为4，则每脱除1份中间组分至少需蒸发120份环己醇，能耗急剧增加。

同时环己醇脱氢是一个吸热平衡反应，增加原料中的环己酮浓度会使平衡向原料方向移动，降低环己醇脱氢的产能，因此，应该尽可能降低原料中的环己酮浓度。受中间产物和酮塔分离能力的限制，为保证酮塔顶产品环己酮的质量，酮塔釜物料中的环己酮浓度常控制在4％以上，有时高达8％，甚至高达10％，因此还有必要对酮塔釜物料中的环己酮进行分离。

技术实现要素：

针对现有工业生产装置因粗环己醇中环己酮和中间组分含量过高而导致环己醇脱氢产能偏低的问题，本发明的目的在于提供一种脱除环己醇中环己酮和中间组分的方法，该方法处理后粗醇中环己酮的含量大幅降低，同时中间组分的含量可以维持在一个较低的范围内，环己醇脱氢原料升温过程中由环己酮引起的缩合副反应速度大大降低，环己醇脱氢转化率大幅提高，并提高了环己醇脱氢的选择性，增加了环己醇脱氢装置的处理能力。

为了实现上述目的，本发明提供了一种脱除环己醇中环己酮和中间组分的方法，包括以下步骤：

1)在一个带侧线采出的粗醇塔之中对酮塔釜液进行精馏，粗醇塔塔顶馏出液返回至粗醇酮槽，侧线采出液进入粗醇槽，粗醇塔釜液x油排出；

2)从粗醇槽中引出粗醇至减压塔中进行减压精馏，减压塔塔顶馏出液进入常压塔中，减压塔釜液返回粗醇槽；

3)所述减压塔塔顶馏出液在常压塔中进行常压精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，常压塔釜液排出。

优选的，所述步骤1)中，粗醇塔为隔板精馏塔。所述隔板位于粗醇塔中部，垂直安放，将粗醇塔分隔成四个区域，隔板上部为公共精馏段，隔板左侧为进料段，隔板右侧为侧线采出段，隔板下部为公共提馏段。

本发明优选采用隔板精馏塔在节省设备投资和能耗的同时，还能够使塔顶馏出液、侧线采出液和塔釜液更好的分离，从而更优的达到本发明脱杂提纯的目的。

优选的，所述步骤1)中，粗醇塔的塔顶压力为1～10kpa，优选为2～4kpa；回流比为10～100，优选为30～60。

更优选的，粗醇塔塔顶馏出液中以环己酮为主，环己醇和中间组分的总含量不高于3wt％；侧线采出液中以环己醇为主，环己酮和x油的总含量不高于2wt％；粗醇塔釜液中以x油为主，环己酮和环己醇的总含量不高于2wt％。

优选的，所述步骤2)中，从粗醇槽中引出的去减压塔的粗醇物料量为粗醇塔侧线采出液量的1～10wt％，优选为1～5wt％。

优选的，所述步骤2)中，减压塔的塔顶压力为1～10kpa，优选为1～5kpa；回流比为5～20，优选为10～15；塔顶温度为40～100℃，优选为40～60℃；塔釜温度为60～120℃，优选为60～100℃。

更优选的，减压塔塔顶馏出液中的中间组分的总含量不低于20wt％，减压塔釜液中的中间组分的总含量不高于3wt％。

优选的，所述步骤3)中，常压塔的塔顶压力为常压，回流比为5～20，优选为10～15；塔顶温度为150～165℃，优选为155～162℃；塔釜温度为200～220℃，优选为205～215℃。

更优选的，常压塔塔顶馏出液中的中间组分的总含量不高于3wt％，常压塔釜液中的中环己醇的含量不高于3wt％。

相对现有技术，本发明的技术方案带来的有益技术效果：

1)按照本发明的技术方案，粗醇中环己酮的含量可以大幅降低至1wt％以下，脱氢原料升温过程中由环己酮引起的缩合副反应速度大大降低。

2)按照本发明的技术方案，粗醇中的中间组分的含量可以逐步降低，最终维持在一个较低的含量范围内，精馏工序和环己醇脱氢工序中的物料组成趋于稳定，有利于装置的平稳操作。

3)按照本发明的技术方案，粗醇中环己酮的含量大幅降低，同时中间组分的含量可以维持在一个较低的范围内，环己醇脱氢原料中环己醇含量更高，环己醇脱氢转化率大幅提高，增加了环己醇脱氢装置的处理能力，同时提高了环己醇脱氢的选择性。

4)按照本发明的技术方案，粗醇中的环己酮和中间组分的含量较低，由此引起的无效蒸发及其在升温、降温过程中的热损耗得以降低，降低了能耗。

5)按照本发明的技术方案，利用中间组分与环己醇在一定真空范围内共沸的特点，先将中间组分经减压提浓至20wt％以上后再常压精馏，与直接将粗环己醇溶液常压或加压精馏相比，无需将大量环己醇蒸发，常压塔的处理量大幅减小，能耗大大降低，同时常压塔釜排出的高沸点杂质中环己醇的含量也大幅降低，物耗也随之降低，特别是脱氢原料中的中间组分含量较低时，本发明的能耗可以大大降低。

附图说明

图1为本发明的工艺流程示意图；

其中：1、粗醇塔，11、酮塔釜液，12、粗醇塔塔顶馏出液，13、侧线采出液，14、粗醇塔釜液，2、粗醇槽，21、去环己醇脱氢工序的物料，22、去减压塔的粗醇物料，3、减压塔，31、减压塔塔顶馏出液，32、减压塔釜液，4、常压塔，41、常压塔塔顶馏出液，42、常压塔釜液。

具体实施方式

以下实施例旨在结合说明书附图进一步说明本发明内容，而不是限制本发明权利要求的保护范围。

本发明实施例中粗醇塔1直径3.6m，内装250y填料，塔中设有隔板或不设隔板，当设有隔板时，将全塔分为4个区域，隔板上部为公共精馏段，填料高度为12m，隔板左侧为进料段，上下各装填料6m，隔板右侧为侧线采出段，上下各装填料6m，隔板下部为公共提馏段，填料高度为12m，在每两段填料之间均有一个液体收集器，用于液体再分布或侧线出料。减压塔3直径1.0m，塔中装填250y填料，填料总高度为32m，分为上下两段，填料高度依次为18m和14m，进料位于两段填料之间。常压塔4直径0.3m，塔中装填250y填料，填料总高度为24m，分为上下两段，填料高度依次为10m和14m，进料位于两段填料之间。

如未特殊说明，以下实施方式中的百分含量均为质量含量。

实施例1

本实施例粗醇塔不设置隔板：

将酮塔釜液以12500kg/h左右的速度向粗醇塔连续进料，酮塔釜液中含环己醇87.61％、环己酮3.96％、中间组分4.44％、x油3.99％，塔顶压力3～4kpa，回流比为45，粗醇塔塔顶馏出液以420kg/h左右的速度连续出料，侧线采出液以11580kg/h左右的速度连续出料至粗醇槽，粗醇塔釜液以500kg/h左右的速度连续出料。顶温为45～55℃，侧线出料温度为70～80℃，釜温为110～160℃，塔顶馏出液中含环己酮98.01％、环己醇1.30％、中间组分0.69％，侧线采出液中含环己酮0.72％、环己醇94.51％、中间组分4.77％，釜液中含环己醇0.25％、x油99.75％。

去减压塔的粗醇物料中含环己醇94.51％、环己酮0.72％、中间组分4.77％，以192.3kg/h的速度加入减压塔，塔顶压力3～4kpa，回流比为15，减压塔塔顶馏出液以17.3kg/h左右的速度连续出料，减压塔釜液以175kg/h左右的速度连续出料。顶温为45～55℃，釜温为85～100℃，减压塔塔顶馏出液中含环己醇62.05％、环己酮7.90％、中间组分30.05％，减压塔釜液中含环己醇97.72％、环己酮0.01％、中间组分2.27％。减压塔的进料量相当于粗醇塔侧线采出液的1.66％。

将减压塔的塔顶馏出液经泵送往常压塔，流量为17.3kg/h，回流比为10，常压塔塔顶馏出液以12.3kg/h左右的速度连续出料，常压塔釜液以5kg/h左右的速度连续出料。顶温为155～165℃，釜温为200～220℃，常压塔塔顶馏出液中含环己醇86.81％，环己酮11.11％，中间组分2.08％，常压塔釜液中含环己醇1.08％、中间组分98.92％。常压塔的进料量相当于粗醇塔侧线采出液的0.15％。

未采用本实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后环己醇脱氢进料组成为：环己醇94.51％、环己酮0.72％、中间组分4.77％。环己酮脱除率为87.5％，环己酮脱除以及环己醇馏出所需的蒸汽消耗约为0.40t蒸汽/t。中间组分的脱除率为65.6％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为20.6t蒸汽/t中间组分。

实施例2

本实施例粗醇塔设置隔板：

将酮塔釜液以12500kg/h左右的速度向粗醇塔连续进料，酮塔釜液中含环己醇87.61％、环己酮3.96％、中间组分4.44％、x油3.99％，塔顶压力3～4kpa，回流比为32，粗醇塔塔顶馏出液以480kg/h左右的速度连续出料，侧线采出液以11520kg/h左右的速度连续出料至粗醇槽，粗醇塔釜液以500kg/h左右的速度连续出料。顶温为45～55℃，侧线出料温度为70～80℃，釜温为110～160℃，塔顶馏出液中含环己酮98.08％、环己醇1.22％、中间组分0.70％，侧线采出液中含环己酮0.21％、环己醇95.01％、中间组分4.78％，釜液中含环己醇0.25％、x油等其它杂质99.75％。

去减压塔的粗醇物料中含环己醇95.01％、环己酮0.21％、中间组分4.78％，以188.7kg/h的速度加入减压塔，塔顶压力3～4kpa，回流比为15，减压塔塔顶馏出液以17.0kg/h左右的速度连续出料，减压塔釜液以171.7kg/h左右的速度连续出料。顶温为45～55℃，釜温为85～100℃，减压塔塔顶馏出液中含环己醇67.21％、环己酮2.33％、中间组分30.46％，减压塔釜液中含环己醇97.76％、中间组分2.24％。减压塔的进料量相当于粗醇塔侧线采出液的1.64％；

将减压塔的塔顶馏出液经泵送往常压塔，流量为17.0kg/h，回流比为15，常压塔塔顶馏出液以12.0kg/h左右的速度连续出料，常压塔釜液以5.0kg/h左右的速度连续出料。顶温为155～165℃，釜温为200～220℃，常压塔塔顶馏出液中含环己醇94.94％，环己酮3.30％，中间组分1.76％，常压塔釜液中含环己醇0.78％、中间组分99.22％。常压塔的进料量相当于粗醇塔侧线采出液的0.15％。

未采用本实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后环己醇脱氢进料组成为：环己醇95.01％、环己酮0.21％、中间组分4.78％。环己酮脱除率为96.3％，环己酮脱除以及环己醇馏出所需的蒸汽消耗约为0.33t蒸汽/t。中间组分的脱除率为65.6％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为23.2t蒸汽/t中间组分。

对比例1

本对比例采用减压-常压双塔精馏脱除中间组分：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇91.22％、环己酮4.13％、中间组分4.65％。

粗醇以192.3kg/h的速度送往减压塔中部进行精馏分离，减压塔釜液返回至粗醇槽，流量为168.3kg/h；减压塔塔顶馏出液连续出料至常压塔，流量为24.0kg/h。减压塔塔顶压力3～4kpa，回流比为15，塔顶温度为58～75℃，塔釜温度为85～100℃。减压塔塔顶馏出液中含环己醇45.93％、环己酮31.57％、中间组分22.50％，减压塔釜液中含环己醇97.69％、环己酮0.21％、中间组分2.10％。

将减压塔塔顶馏出液以24kg/h的速度送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽或者粗醇酮槽中，流量为19kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为5kg/h。常压塔塔顶压力90～110kpa，塔顶温度150～165℃，塔釜温度200～220℃，回流比为15。常压塔塔顶馏出液中含环己醇57.60％、环己酮39.80％、中间组分2.60％，常压塔釜液中含环己醇1.50％、环己酮0.22％、中间组分98.28％。

减压塔处理量约占粗醇的1.60％，常压塔处理量约占粗醇的0.2％。未采用本实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇91.22％、环己酮4.13％、中间组分4.65％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为28％；中间组分的脱除率为66.5％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为34.4t蒸汽/t中间组分。

对比例2

本对比例采用常压单塔精馏：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇91.34％、环己酮4.12％、中间组分4.54％。

粗醇以185.5kg/h的速度直接送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，流量为180.5kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为5kg/h。塔顶压力90～110kpa，塔顶温度150～165℃，塔釜温度200～220℃，回流比为20。常压塔塔顶馏出液中含环己醇93.94％，环己酮4.23％，中间组分1.83％，常压塔釜液中含环己醇1.02％、环己酮0.14％、中间组分98.84％。

常压塔处理量约占粗醇的1.8％。未采用本对比实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇91.34％、环己酮4.12％、中间组分4.54％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为28％；中间组分的脱除率为67.2％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为189t蒸汽/t中间组分。

对比例3

本对比例采用常压单塔精馏：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇89.77％、环己酮4.35％、中间组分5.88％。

粗醇以181.8kg/h的速度直接送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，流量为174.5kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为7.3kg/h。塔顶压力90～110kpa，塔顶温度150～165℃，塔釜温度180～190℃，回流比为3。常压塔塔顶馏出液中含环己醇92.24％，环己酮4.50％，中间组分3.26％，常压塔釜液中含环己醇30.5％、环己酮0.75％、中间组分68.75％。

常压塔处理量约占粗醇的1.52％。未采用本对比实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇89.77％、环己酮4.35％、中间组分5.88％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为24.2％；环己醇的损失量为0.44t/t中间组分，中间组分的脱除率为57.6％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为175t蒸汽/t中间组分。

对比例4

本对比例采用常压单塔精馏：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇89.83％、环己酮4.55％、中间组分5.62％。

粗醇以169kg/h的速度直接送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，流量为160.5kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为8.5kg/h。塔顶压力90～110kpa，塔顶温度150～165℃，塔釜温度170～180℃，回流比为5。常压塔塔顶馏出液中含环己醇92.48％，环己酮4.72％，中间组分2.80％，常压塔釜液中含环己醇39.48％、环己酮1.32％、中间组分59.20％。

常压塔处理量约占粗醇的1.41％。未采用本对比实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇89.83％、环己酮4.55％、中间组分5.62％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为20.7％；环己醇的损失量为0.67t/t中间组分，中间组分的脱除率为59.5％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为241t蒸汽/t中间组分。

实施例3

采用实施例2的工艺运行稳定后的粗醇槽去环己醇脱氢工序的物料，在环己醇脱氢反应器中进行环己醇脱氢试验，催化剂为zn-ca，反应温度380℃，反应压力0.16mpa(绝压)，液时空速0.85h^-1，去环己醇脱氢工序的物料中含环己醇95.01％、环己酮0.21％、中间组份4.78％，脱氢产物中含环己醇26.32％、环己酮68.13％、其它组份5.55％，环己醇转化量68.69％，环己酮增加量67.92％，环己酮选择性98.88％。

对比例5

采用现有装置中的粗醇槽中的物料为原料，在环己醇脱氢反应器中进行环己醇脱氢试验，催化剂为zn-ca，反应温度380℃，反应压力0.16mpa(绝压)，液时空速0.85h^-1，原料中含环己醇80.40％、环己酮5.74％、中间组份13.86％，脱氢产物中含环己醇21.82％、环己酮61.64％、其它组份16.54％，环己醇转化量58.58％，环己酮增加量55.90％，环己酮选择性95.43％。

对比例6

采用对比例1的工艺运行稳定后的粗醇槽去环己醇脱氢工序的物料，在环己醇脱氢反应器中进行环己醇脱氢试验，催化剂为zn-ca，反应温度380℃，反应压力0.16mpa(绝压)，液时空速0.85h^-1，去环己醇脱氢工序的物料中含环己醇91.22％、环己酮4.13％、中间组分4.65％，脱氢产物中含环己醇25.46％、环己酮67.88％、其它组份6.66％，环己醇转化量65.76％，环己酮增加量63.75％，环己酮选择性96.94％。

对比例7

采用对比例3的工艺运行稳定后的粗醇槽去环己醇脱氢工序的物料，在环己醇脱氢反应器中进行环己醇脱氢试验，催化剂为zn-ca，反应温度380℃，反应压力0.16mpa(绝压)，液时空速0.85h^-1，去环己醇脱氢工序的物料中含环己醇89.77％、环己酮4.35％、中间组分5.88％，脱氢产物中含环己醇24.86％、环己酮67.07％、其它组份8.07％，环己醇转化量64.91％，环己酮增加量62.72％，环己酮选择性96.63％。

以上实施例是对本发明的说明，并非对本发明的限定，本行业的技术人员应该了解，本发明不受上述实施例的限制，上述实施例和说明书中描述的只是说明本发明的具体工作原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下，本发明还会有各种变化和改进，这些变化和改进都落入要求保护的本发明范围内，本发明要求保护范围由所附的权利要求书及其等效物界定。