一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法

摘要

本发明涉及一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法，从含有环己烷、环己烯、苯的混合原料，通过萃取精馏的方法分别得到环己烷、环己烯、苯三个产品的节能工艺方法，将传统的四塔、两次萃取精馏工艺变为一次萃取精馏，在完成环己烷/苯萃取精馏分离的同时完成环己烯与环己烷、环己烯与苯的分离过程，大大降低了分离过程所需的能耗。本发明克服了已有技术的缺点，具有显著的实用性和极其显著的节能效果。

权利要求

1.一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法，它是以含有环己烷、环己烯、苯的混合物为原料，通过萃取精馏操作分离环己烷、环己烯和苯，其特征在于包括如下的步骤： (1)至少包含萃取精馏塔、苯回收塔和环己烯回收塔； (2)萃取精馏塔A、萃取精馏塔B、萃取精馏塔C之间的连接关系为：萃取精馏塔A内设有隔板将萃取精馏塔A分为上塔和下塔两部分，并且气液互不连通；萃取精馏塔A上塔塔釜气相进料为萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔顶气相；萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔顶液相进料为萃取精馏塔A上塔塔釜液体；萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔釜气相进料为萃取精馏塔A下塔塔顶气相；萃取精馏塔A下塔塔顶液相进料为萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔釜液体； (3)萃取精馏塔A上塔完成环己烷与环己烯的分离，萃取精馏塔A的塔顶得到纯度合格的环己烷；萃取精馏塔A下塔完成环己烯与苯的分离，塔釜出料为苯和溶剂，不含环己烷和环己烯； (4)萃取精馏塔B中完成苯与环己烷分离，同时完成一部分环己烯与苯的分离，萃取精馏塔B塔顶气相出料中仅含有环己烷、环己烯和溶剂，不含苯；萃取精馏塔B塔釜液相出料中仅含有环己烯、苯和溶剂，不含环己烷； (5)萃取精馏塔C上部完成环己烷与环己烯的完全分离，下部完成环己烯与苯的完全分离，中部侧线采出含溶剂的环己烯； (6)环己烯回收塔进料为萃取精馏塔C中部侧线采出的含溶剂的环己烯，环己烯回收塔塔顶得到纯度合格的环己烯产品； (7)苯回收塔进料为萃取精馏塔A下塔塔釜出料，苯回收塔塔顶得到纯度合格的苯产品；苯回收塔塔釜物料作为循环溶剂，经换热、冷却后返回萃取精馏塔A上塔溶剂出料位置。

2.按照权利要求1所说的工艺方法，其特征在于步骤(3)中，溶剂进入萃取精馏塔A上塔的中上部；步骤(4)中，混合原料进入萃取精馏塔B中上部。

3.按照权利要求1所说的工艺方法，其特征在于所说的萃取精馏塔C中部侧线物流为来自萃取精馏塔C中下部的气相物流；或者是来自萃取精馏塔C中下部的液相物流；或者是一部分是来自萃取精馏塔C中下部的气相物流、另一部分是来自萃取精馏塔C中下部的液相物流。

4.按照权利要求1所说的工艺方法，其特征在于所说的环己烯回收塔塔釜物料返回萃取精馏塔C侧线出料位置，或者对萃取精馏塔C塔釜物料进行完全再生，将环己烯回收塔塔釜物料返回萃取精馏塔A上塔中上部位置。

5.按照权利要求1所说的工艺方法，其特征在于所说的萃取精馏塔B和萃取精馏塔C分别设置中间再沸器，使用较低品位热源加热。

6.按照权利要求1所说的工艺方法，其特征在于由萃取精馏塔A下塔顶部引出一股气相去苯回收塔，这股气相既作为苯回收塔进料，又作为苯回收塔塔釜热源，同时可省去苯回收塔塔釜再沸器。

7.按照权利要求1所说的工艺方法，其特征在于所说的萃取精馏塔溶剂用量与环己烷、环己烯、苯混合原料量的比值范围为2～8∶1。

说明书

一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法

技术领域

[0001] 本发明涉及化工分离工程中的萃取精馏工艺，特别是一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法，可普遍应用在各种萃取精馏过程。

背景技术

[0002] 对于沸点差异很小的物系，萃取精馏是化工分离工程中较为普遍采用的一种产品分离方法。例如环己烷-环己烯-苯的分离过程，环己烷(沸点80.7℃)、环己烯(沸点83℃)、苯(沸点80.1℃)之间的沸点差很小，一般采用N，N-二甲基乙酰胺(DMAC)作为萃取剂，采用萃取精馏的方法，将上述三组分分离为环己烷、环己烯和苯三个产品。上述常规工艺流程如附图1所示。

[0003] 如图1所示，含有环己烷、环己烯、苯的混合原料，先进入T-201脱苯塔下部，T-201上部加入萃取剂(采用DMAC作为萃取剂)，进料中的苯被萃取至塔釜，塔顶得到环己烷、环己烯混合物(基本不含苯)，塔釜为苯和萃取剂的混合物(基本不含环己烷和环己烯)。T-201塔釜物料进T-202苯回收塔。T-202塔将萃取剂中的苯解析出来，塔顶得到苯产品，塔釜为基本不含苯的萃取剂，经换热、冷却后返回T-201塔上部循环使用。T-201塔顶出料进入T-203环己烯分离塔下部。T-203上部加入萃取剂，环己烯被萃取至塔釜，塔顶获得环己烷产品(基本不含环己烯)，塔釜为环己烯和萃取剂的混合物(基本不含环己烷)。T-203塔釜物料进T-204环己烯回收塔。T-204塔将萃取剂中的环己烯解析出来，T-204塔顶得到环己烯产品，塔釜为基本不含环己烯的萃取剂，经换热、冷却后返回T-203塔上部循环使用。

[0004] 上述工艺流程的最大缺陷是，原料中的全部环己烯被萃取精馏了两次，第一次是在T-201中在萃取剂的作用下，全部环己烯(含环己烷)与苯分离，全部环己烯(含环己烷)由T-201塔顶馏出，全部苯由T-201塔釜馏出；第二次是在T-203中在萃取剂的作用下，全部环己烯与环己烷分离，全部环己烯由T-203塔釜馏出，全部环己烷由T-203塔顶馏出。因此全部环己烯被两次萃取精馏，大大增加了操作能耗。

[0005] 如图2所示，中国专利CN200410036497.9公开了一种双隔板塔提取1，3-丁二烯的装置及其方法，其基本构想是将传统的丁二烯两次萃取精馏操作在一个塔内完成，但其本质只是将两个传统的串联萃取精馏塔进行简单组合。图2中的纵向隔板2将整个萃取精馏塔上部分为左右两部分，丁二烯与丁烯的萃取精馏分离过程在隔板左侧完成，丁二烯和炔烃的萃取精馏过程在隔板的右侧完成，该专利仅仅是利用隔板塔这种新型塔结构，将传统两次萃取精馏过程所用的两台萃取精馏塔进行简单组合，从形式上将两台串联萃取精馏塔变成一个设中间隔板的隔板塔，其本质仍然是两次萃取精馏过程，因此其丁烯、丁二烯、炔烃三者萃取精馏分离过程的总体能耗无法降低。

[0006] 中国专利CN200410036497.9公开了一种萃取精馏分离环己烷和环己烯的方法，所提供的工艺方法与图1所示传统工艺方法中的一致，只不过是范围缩小至图1所示流程中的T-203、T-204两塔，具体地说是T-203塔的环己烷和环己烯萃取精馏、T-204塔的溶剂再生过程，这种萃取精馏、溶剂再生工艺方法的本身已经是众所周知的，中国专利CN200410036497.9的实质是提出另一种萃取精馏用的溶剂——环丁砜。

发明内容

[0007] 本发明的目的是提供一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法，可以克服现有技术的缺陷。它是从含有环己烷、环己烯、苯的混合原料出发，通过萃取精馏的方法分别得到环己烷、环己烯、苯三个产品的节能工艺方法，具有显著的实用性和极其显著的节能效果，应用前景广阔。

[0008] 如图3所示，本发明提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法是以含有环己烷、环己烯、苯的混合物为原料，通过萃取精馏操作分离环己烷、环己烯和苯的工艺方法，其特征在于包括如下的步骤：

[0009] (1)至少包含萃取精馏塔、苯回收塔和环己烯回收塔。

[0010] (2)萃取精馏塔A、萃取精馏塔B、萃取精馏塔C之间的连接关系为：萃取精馏塔A内设有隔板128将萃取精馏塔A分为上塔和下塔两部分，并且气液互不连通。萃取精馏塔A上塔塔釜气相进料(热量来源)为萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔顶气相。萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔顶液相进料为萃取精馏塔A上塔塔釜液体。萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔釜气相进料(热量来源)为萃取精馏塔A下塔塔顶气相。萃取精馏塔A下塔塔顶液相进料为萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔釜液体。

[0011] (3)萃取精馏塔A上塔完成环己烷与环己烯的分离，萃取精馏塔A的塔顶得到纯度合格的环己烷；萃取精馏塔A下塔完成环己烯与苯的分离，塔釜出料为苯和溶剂，基本不含环己烷和环己烯；

[0012] (4)萃取精馏塔B中完成苯与环己烷分离，同时完成一部分环己烯与苯的分离，萃取精馏塔B塔顶气相出料中仅含有环己烷、环己烯和溶剂，基本不含苯；萃取精馏塔B塔釜液相出料中仅含有环己烯、苯和溶剂，基本不含环己烷；

[0013] (5)萃取精馏塔C上部完成环己烷与环己烯的完全分离，下部完成环己烯与苯的完全分离，中部侧线采出含溶剂的环己烯。

[0014] (6)环己烯回收塔进料为萃取精馏塔C中部侧线采出的含溶剂的环己烯，环己烯回收塔塔顶得到纯度合格的环己烯产品。

[0015] (7)苯回收塔进料为萃取精馏塔A下塔塔釜出料，苯回收塔塔顶得到纯度合格的苯产品；苯回收塔塔釜物料作为循环溶剂，经换热、冷却后返回萃取精馏塔A上塔溶剂出料位置。

[0016] 步骤(2)和(3)所说的溶剂进入萃取精馏塔A上塔的中上部，混合原料进入萃取精馏塔B中上部。典型的溶剂为DMAC(二甲基乙酰胺)，也可以采用环丁砜、N-甲基吡咯烷酮等常规溶剂用于本发明。

[0017] 步骤(5)所说的萃取精馏塔C中部侧线物流典型地为来自萃取精馏塔C中下部的气相物流；或者是来自萃取精馏塔C中下部的液相物流；也可以一部分是来自萃取精馏塔C中下部的气相物流、另一部分是来自萃取精馏塔C中下部的液相物流。

[0018] 步骤(6)所说环己烯回收塔塔釜物料可以返回萃取精馏塔C侧线出料位置，或者对萃取精馏塔C塔釜物料进行完全再生，将环己烯回收塔塔釜物料返回萃取精馏塔A上塔中上部位置。

[0019] 步骤(1)～(5)所说的萃取精馏塔B和萃取精馏塔C可以分别设置中间再沸器，使用较低品位热源加热。

[0020] 按本发明提供的工艺方法，可以由萃取精馏塔A下塔顶部引出一股气相去苯回收塔，这股气相即作为苯回收塔进料，又作为苯回收塔塔釜热源，同时可省去苯回收塔塔釜再沸器。

[0021] 按本发明提供的工艺方法，萃取精馏塔典型地可以采用图3所示的三塔(C-201A、C-201B和C-201C)串联；也可以采用图4所示的两塔(C-201A和C-201B)串联；或者将图4所示的C-201B置于C-201A顶部，C-201A和C-201B合并为一台高塔；萃取精馏塔还可以分割成三个以上塔串联(例如：3～6台塔串联操作)。

[0022] 本发明与常规工艺的本质区别在于，将环己烷、环己烯和苯萃取精馏的常规工艺流程中的环己烯两次萃取精馏过程有机结合起来。萃取精馏塔B的进料有三股，第一股为含有环己烷、环己烯、苯的混合原料102，第二股为来自萃取精馏塔A上塔塔釜的含有环己烷/环己烯和溶剂的液相混合物104，第三股为来自萃取精馏塔A下塔塔顶的环己烯/环己烷和溶剂的气相混合物103，在萃取精馏塔B内完成环己烷与苯的萃取精馏过程，萃取精馏塔B塔顶馏出基本不含苯的气相物流106，萃取精馏塔B塔釜得到基本不含环己烷的液相物流105。

[0023] 萃取精馏塔B完成了苯与环己烷的完全分离，并且同时环己烯分成两部分，一部分与环己烷一起在106物流中被送入萃取精馏塔A上塔的塔釜，另一部分与苯一起在105物流中被送入萃取精馏塔A下塔的塔顶。

[0024] 萃取精馏塔C的进料有两股，第一股为来自萃取精馏塔A下塔顶部的含有环己烯/苯和溶剂的气相混合物107，第二股为来自萃取精馏塔A上塔塔釜的环己烯/环己烷和溶剂的液相混合物108，在萃取精馏塔C内完成环己烷与苯的萃取精馏过程，萃取精馏塔C塔顶馏出基本不含苯的气相物流110，萃取精馏塔C塔釜得到基本不含环己烷的液相物流109。

[0025] 萃取精馏塔C在进行上述环己烷/苯萃取精馏过程的同时，还完成了萃取精馏塔B没有完成的剩余环己烯与苯的分离过程。萃取精馏塔C的上部完成了环己烷与环己烯的分离，下部完成了环己烯与苯的分离，环己烯在萃取精馏塔C的中下部富集。

[0026] 萃取精馏塔C的上部将物流108中的环己烷经物流110馏出(含部分环己烯)，萃取精馏塔C的上部将物流108中的环己烯纯化并富集在萃取精馏塔C中下部侧线位置。萃取精馏塔C的下部将物流107中的苯经物流109馏出(含部分环己烯)，萃取精馏塔C的下部将物流107中的环己烯纯化并富集在萃取精馏塔C中下部侧线位置。混合原料中的环己烯经107、108两股物流输送至萃取精馏塔C，并由萃取精馏塔C的上部和下部分别向萃取精馏塔C中下部侧线位置纯化和富集，在萃取精馏塔C中下部侧线位置只有环己烯和溶剂(几乎不含环己烷和苯)。然后混合原料中的全部环己烯经物流123被输送至环己烯回收塔C-203，由C-203塔顶得到纯度合格的环己烯产品。C-203塔釜物流为含有部分环己烯的溶剂，返回萃取精馏塔C侧线出料位置。

[0027] 萃取精馏塔A下塔塔釜物流114为苯和溶剂(基本不含环己烷和环己烯)被送入苯回收塔C-202，由C-202塔顶得到纯度合格的苯产品118，C-202塔釜为再生溶剂119，经换热冷却后返回萃取精馏塔A上塔溶剂进料位置。

[0028] 综上所述，本发明与常规工艺流程相比，将全部环己烯的两次萃取精馏过程，变为在萃取精馏塔B中的一部分环己烯的预萃取精馏过程，和在萃取精馏塔C中的另一部分环己烯的预萃取精馏过程的有机并行操作。上述并行萃取精馏过程所需的热量都由萃取精馏塔A下塔上升蒸汽提供，上述并行萃取精馏过程所需的冷量都由萃取精馏塔A上塔下降液体提供。因此整个萃取精馏分离过程的能量仅相当于常规萃取精馏过程中T-201和T-203塔所需能量较多者，对于环己烷、环己烯、苯萃取精馏分离过程，所需的能量相当于常规萃取精馏过程中T-203塔的能量(T-203塔所需的能量大于T-201塔所需能量)。

[0029] 本发明提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法典型操作条件如下。

[0030]

[0031] 除特殊说明外，本说明书中中所有压力均指绝对压力。

[0032] 按照本发明提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法，萃取精馏塔溶剂用量与环己烷、环己烯、苯混合原料量的比值范围为2～8∶1，优选3～6∶1。

[0033] 本发明不仅可以用于所说的环己烷-环己烯-苯萃取精馏，还可以应用在混合碳四的丁烷/丁烯的萃取精馏过程、丁二烯/丁烯/炔烃的萃取精馏过程、混合戊二烯的萃取精馏过程等类似萃取精馏过程。

[0034] 本发明还可以分别将萃取精馏塔B和萃取精馏塔C与萃取精馏塔A合并(图4所示)的工艺流程。

[0035] 本发明还可以分别将萃取精馏塔B和萃取精馏塔C与萃取精馏塔A合并(图5所示)的工艺流程。

[0036] 本发明中萃取精馏塔B和萃取精馏塔C也可以分别设置中间再沸器，使用较低品位热源加热。

[0037] 本发明中由萃取精馏塔B中下部侧线引出一股液相物流136去萃取精馏塔C中下部，萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔釜分别获得只含苯和溶剂的物料，然后再合并去C-202苯回收塔。

[0038] 本发明中萃取精馏塔A下塔再沸器可以采用如图8所示的结构，将下塔内下降的液体收集后优先进入塔釜再沸器，以增加塔釜再沸器的传热温差。

[0039] 本发明中萃取精馏塔A下塔再沸器可以采用如图9所示的结构，将下塔内下降的液体收集后优先进入塔釜再沸器，以增加塔釜再沸器的传热温差。

[0040] 本发明克服了已有技术的缺点，具有显著的实用性和极其显著的节能效果，应用前景广阔。

附图说明

[0041] 图1是已有常规工艺流程，采用的四塔、两次萃取精馏的环己烷-环己烯-苯分离过程流程简图。

[0042] 图2是一种双隔板塔提取1，3-丁二烯的装置及其方法。

[0043] 图3是本发明提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法流程简图。

[0044] 图4是图3提供的环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法流程的一种等价变形流程。

[0045] 图5是图3提供的环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法流程的另一种等价变形流程。

[0046] 图6是图3提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法流程的一种等价变形流程，在萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔釜分别设置中间再沸器。

[0047] 图7是图3提供的环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法流程的另一种等价变形流程。

[0048] 图8是萃取精馏塔A下塔再沸器的一种设置方法。

[0049] 图9是萃取精馏塔A下塔再沸器的另一种设置方法。

[0050] 图10是由萃取精馏塔A下塔顶部引出一股气相去苯回收塔。

具体实施方式

[0051] 本发明的具体实施方案参照附图详细说明如下，但仅作说明而不是限制本发明。

[0052] 如图3所示，本发明提供了一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法，含有环己烷、环己烯和苯的混合原料101经预热后作为萃取精馏塔B(C-201B)的进料102进入萃取精馏塔B的中上部。萃取精馏塔A(C-201A)内部设一个隔板128，将萃取精馏塔A分为萃取精馏塔A上塔131和萃取精馏塔A下塔132，并且131和132之间在塔内气液不连通。萃取精馏塔A上塔塔釜液相分为两股，一股104(仅含环己烷、环己烯和溶剂，基本不含苯)进入C-201B塔顶，另一股108(仅含环己烷、环己烯和溶剂，基本不含苯)进入萃取精馏塔C(C-201C)的顶部。萃取精馏塔A下塔塔顶气相分为两股，一股103(仅含环己烯、苯和溶剂，基本不含环己烷)进入C-201B的塔釜，另一股107(仅含环己烯、苯和溶剂，基本不含环己烷)进入C-201C的塔釜。

[0053] C-201B的塔顶气相106中仅含有环己烷、环己烯和溶剂(基本不含苯)进入萃取精馏塔A上塔的底部。C-201B的塔釜液相105中仅含环己烯、苯和溶剂(基本不含环己烷)进入萃取精馏塔A下塔132的顶部。

[0054] C-201C的塔顶气相110中仅含有环己烷、环己烯和溶剂(基本不含苯)进入萃取精馏塔A上塔的底部。C-201C的塔釜液相109中仅含环己烯、苯和溶剂(基本不含环己烷)进入萃取精馏塔A下塔132的顶部。

[0055] 萃取溶剂122进入萃取精馏塔A上塔的上部，萃取精馏塔A上塔塔顶气相111经冷凝后一部分作为回流112返回萃取精馏塔A上塔塔顶，另一部分作为环己烷产品113采出。

[0056] C-201A下塔塔釜出料114组成主要为苯和溶剂(基本不含环己烷和环己烯)进入苯回收塔C-202，C-202塔顶气相116经冷凝后一部分作为回流117返回C-202塔顶，另一部分作为苯产品118采出。

[0057] C-201C中下部抽出环己烯(含有溶剂)侧线123进入环己烯回收塔C-203，C-203塔顶气相124经冷凝后一部分作为回流125返回C-203塔顶，另一部分作为环己烯产品126采出。C-203塔釜物料127主要为溶剂(含有少量环己烯)返回C-201C侧线抽出位置。

[0058] 图4是图3提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法流程等等价变形流程。图4所提供的工艺方法是分别将图3中的三台萃取精馏塔合并为两台萃取精馏塔，在萃取精馏塔A下塔C-201A上部设隔板129，将C-201A上部分隔为气液互不相通的两部分。在萃取精馏塔B上塔C-201B下部设隔板130，将C-201B下部分隔为气液互不相通的两部分。预热后混合原料102进入C-201A上部隔板左侧，C-201A隔板左侧塔顶气相128进入C-201B塔下部隔板左侧塔釜，C-201B塔下部隔板左侧塔釜液相出料130返回C-201A隔板左侧塔顶。C-201A隔板右侧塔顶气相129进入C-201B塔下部隔板右侧塔釜，C-201B塔下部隔板右侧塔釜液相出料131返回C-201A隔板右侧塔顶。

[0059] 图5是图3提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法流程等等价变形流程。图5所提供的工艺方法是萃取精馏塔A下塔分为两部分，然后分别将图3中的萃取精馏塔B和萃取精馏塔C与串联，作为新的萃取精馏塔B和新的萃取精馏塔C。从总体流程来看更加简洁，只是新的萃取精馏塔B和新的萃取精馏塔C塔釜各需一台再沸器，相对图3流程再沸器数量多了一台。

[0060] 图6是在图3提供的方法基础上，萃取精馏塔B和萃取精馏塔C分别设置中间再沸器，使用较低品位热源加热。

[0061] 图7是在图3提供的方法基础上，由萃取精馏塔B中下部侧线引出一股液相物流136去萃取精馏塔C中下部，萃取精馏塔B和萃取精馏塔C塔釜分别获得只含苯和溶剂的物料，然后再合并去C-202苯回收塔。

[0062] 图8是萃取精馏塔A下塔再沸器的一种设置方法。C-201A下塔塔釜采用两台再沸器，塔釜设置隔板132，并且将塔内下降液体收集后优先导入再沸器入口，以提高再沸器内传热温差，利于再沸器稳定换热、减小再沸器面积，C-201A下塔塔釜出料为经过再沸器换热后的液体。

[0063] 图9是萃取精馏塔A下塔再沸器的另一种设置方法。C-201A下塔塔釜采用单台再沸器，并且将塔内下降液体收集后优先导入再沸器入口区域134，以提高再沸器内传热温差，利于再沸器稳定换热、减小再沸器面积。经过再沸器换热后的液体经塔釜隔板133溢流后进入塔釜出料侧135，C-201A下塔塔釜出料为经过再沸器换热后的液体。

[0064] 图10是由萃取精馏塔A下塔顶部引出一股气相去苯回收塔，这股气相即作为苯回收塔进料，又作为苯回收塔塔釜热源，同时可省去苯回收塔塔釜再沸器。

[0065] 应用实施例1：

[0066] 采用图3提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法进行含环己烷、环己烯、苯的混合原料的分离，以20万吨/年己内酰胺装置为例，操作时数按8000小时/年，每小时环己烷、环己烯、苯的混合原料的处理量为59344.3kg/h，混合原料的典型组成为：

[0067]名称 各组分流量，kg/h 组成，wt％
环己烷 6855.6 52.247
环己烯 21345.1 35.968
苯 31005.4 11.552
轻组分 138.2 0.233
合计 59344.3 100.000

[0068] 按本发明提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法(图3提供的工艺方法)与目前广泛采用的常规四塔、两次萃取精馏的工艺方法(图1所示)进行了操作能耗(按采用表压1.2Mpa的饱和蒸汽计算)对比，各塔操作条件及节能效果对比列于表1～表3中。

[0069] 表1常规四塔、两次萃取精馏的工艺方法操作条件及能耗

[0070]

[0071] 表2本发明提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法操作条件及能耗[0072]

[0073] 表3上述两种工艺方法操作能耗对比

[0074]

[0075] 由上述对比数据，采用图3所示的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法与采用四塔、两次萃取精馏工艺方法(如图1所示)相比操作能耗降低了：

[0076] (100.0-62.5)/100.0×100％＝37.5％

[0077] 每小时可节省蒸汽100.0-62.5＝37.5吨。

[0078] 按年操作时数8000小时计算，每年可节省蒸汽

[0079] 37.5×8000＝300000吨(30万吨)。

[0080] 按每吨蒸汽200元计算，每年可节省蒸汽费用：

[0081] 30万吨/年×200元/吨＝6000万元/年。

[0082] 节省蒸汽的同时也意味着节省了大量的循环水消耗，并且节省了大量公用工程配置及动力消耗。

[0083] 本发明提供的一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法，具有极其显著经济效益。结合实施例加以具体说明，相关领域的人员完全可以根据本发明提供的方法进行适当改动或变更与组合，来实现该技术。需要特别说明的是，所有这些通过对本发明提供的工艺流程进行相类似的改动或变更与重新组合，对本领域技术人员来说是显而易见的，都被视为在本发明的精神、范围和内容中。