CN214937125U - 一种草酸酯生产乙醇的系统 - Google Patents

Abstract

本实用新型提供一种草酸酯生产乙醇的系统，包括：加氢反应器，用于将氢气和草酸酯进行催化反应，获得粗乙醇混合物；甲醇分离装置，用于将粗乙醇混合物分离获得以甲醇为主的混合物和包含乙醇和乙二醇的混合物；甲醇分离装置与加氢反应器连通；轻组分分离塔，用于将包含乙醇和乙二醇的混合物分离获得普通乙醇和冷冻级乙二醇；轻组分分离塔与甲醇分离装置连通。本实用新型具有产品分布调节灵活、单程转化率高，反应热有效利用高等特点，可根据市场需要调节产品比例，生产不同规格产品，缩短生产流程，生产能耗大幅降低，有效提高装置经济效益和市场竞争力。

Description

一种草酸酯生产乙醇的系统

技术领域

本实用新型属于酯加氢制乙醇领域，涉及一种草酸酯生产乙醇的系统。

背景技术

乙醇是重要的基本化工原料，用于制造乙醛、乙烯、乙胺、醋酸乙酯、醋酸、氯乙烷等，并衍生出医药、染料、涂料、香料、合成橡胶、洗涤剂、农药等产品的许多中间体，其制品多达300种以上。同时在燃料能源产业应用中，由于乙醇具有热值低、汽化潜热高、抗爆性能好、氧含量高，在少量水存在的情况下容易产生相分离，而且与普通汽油相比，燃烧更完全、CO排放量低、燃烧性能相似等特点，因此被称为21世纪“绿色能源”。当前源于石油的不可再生和石油产区的不稳定性，燃料能源安全问题在全球范围内引起了越来越多的关注，世界各国都在积极进行燃料乙醇的推广应用，世界上乙醇产量的60％被用作车用燃料。因此，大力发展燃料乙醇、乙醇柴油等以酒精为原料的能源产业，已经成为国际燃料能源产业的一大亮点。

目前，燃料乙醇生产主要是以谷物为原料，玉米燃料乙醇在很多国家已经成为重要的能源供应来源，但是由于粮食价格的上涨，乙醇价格不断攀升。目前，无水乙醇的价格接近8000元/吨，因此，采用非粮食工艺路线是一个非常明智的选择。

专利CN1122567C公开了氢气和一氧化碳合成直接生产乙醇的方法。该方法从技术原理上来说工艺路线简单，能效较高，容易规模化，是理想的合成路线。但工艺过程中1.4吨合成气生产1吨乙醇，合成气转化率仅为71％，合成气制乙醇的副产物是水，合成气中氢约1/4被损耗。产物组分比较复杂，粗产品还需要加氢和精制处理。而且合成气直接制乙醇催化剂开发目前还停留在小试阶段，并且使用的是价格昂贵的贵金属(铑等)催化剂，存在反应速率慢等问题，这些是其目前及未来很长一段时间无法突破的技术瓶颈。

实用新型内容

本实用新型的目的在于克服以上现有技术的缺点，提供一种草酸酯生产乙醇的系统。该系统具有产品分布调节灵活、单程转化率高，反应热有效利用高等特点，可根据市场需要调节产品比例，生产不同规格产品，缩短生产流程，生产能耗大幅降低，有效提高装置经济效益和市场竞争力。

为实现上述目的及其他相关目的，本实用新型提供一种草酸酯生产乙醇的系统，包括：

加氢反应器，用于将氢气和草酸酯进行催化反应，获得粗乙醇混合物；

甲醇分离装置，用于将粗乙醇混合物分离获得以甲醇为主的混合物和包含乙醇和乙二醇的混合物；所述甲醇分离装置与所述加氢反应器连通；

轻组分分离塔，用于将包含乙醇和乙二醇的混合物分离获得普通乙醇和冷冻级乙二醇；所述轻组分分离塔与所述甲醇分离装置连通。

本实用新型具有如下效果中的至少一项：

1)本实用新型具有产品分布调节灵活、单程转化率高，反应热有效利用高等特点，可根据市场需要调节产品比例，生产不同规格产品，缩短生产流程，生产能耗大幅降低，有效提高装置经济效益和市场竞争力。

2)通过本实用新型草酸酯生产乙醇的系统可以获得甲醇，可以用于界区外上游装置原料，甲醇循环使用的工艺过程。

3)本实用新型实现催化反应与分离特殊组合的方式的结合，实现多产品分配，节省设备投资和分离能耗，简化流程，对反应热有效利用，加氢反应器中催化剂为常规非贵金属催化剂，反应条件温和，反应物料腐蚀性小，设备投资省，工艺方式新颖，生产效率高；投资少、能耗低、催化剂为常规的铜基复合催化剂且成本较低。同时，由于其原料及产物的腐蚀性较弱，可以采用碳钢材质，投资额大大降低。采用该系统运行操作费用低廉，尤其系统中所涉催化剂均为普通非贵金属催化剂，较其它系统普遍使用贵金属催化剂具有明显优势。据估算，该系统设备投资仅为醋酸直接加氢制乙醇的1/2甚至更低，其生产成本低于常规生物发酵法制乙醇技术，是目前最有可能产业化的工艺路线。对于解决目前国内二甲醚产能严重过剩，产销价格严重倒挂现象具有重要意义。

4)本实用新型充分考虑放热单元及用热单元的耦合，可大大降低综合能耗，设备投资少，环境友好，系统简单，经济实用，可在同一系统中实现多产品生产。

附图说明

图1为本实用新型草酸酯生产乙醇的系统图一。

图2为本实用新型草酸酯生产乙醇的系统图二。

图3为本实用新型草酸酯生产乙醇的系统图三。

图4为本实用新型草酸酯生产乙醇的系统图四。

附图标记

1 加氢反应器

2 甲醇分离装置

21 第一气液分离器

22 第二气液分离器

23 甲醇回收塔

24 闪蒸罐

241 不凝气排放管道

3 轻组分分离塔

4 压缩机

5 第一换热器

6 氢气原料管道

7 草酸酯原料管道

8 第二换热器

9 加热器

10 乙二醇分离装置

11 三相共沸精馏塔

111 精馏塔本体

1111 共沸剂入口

1112 塔顶出口

1113 塔底出口

112 塔顶冷凝器

113 塔釜再沸器

114 多相分离器

1141 轻相出口

1142 重相出口

12 废水塔

具体实施方式

以下由特定的具体实施例说明本实用新型的实施方式，熟悉此技术的人士可由本说明书所揭露的内容轻易地了解本实用新型的其他优点及功效。

须知，本说明书所附图式所绘示的结构、比例、大小等，均仅用以配合说明书所揭示的内容，以供熟悉此技术的人士了解与阅读，并非用以限定本实用新型可实施的限定条件，故不具技术上的实质意义，任何结构的修饰、比例关系的改变或大小的调整，在不影响本实用新型所能产生的功效及所能达成的目的下，均应仍落在本实用新型所揭示的技术内容得能涵盖的范围内。同时，本说明书中所引用的如“上”、“下”、“左”、“右”、“中间”及“一”等的用语，亦仅为便于叙述的明了，而非用以限定本实用新型可实施的范围，其相对关系的改变或调整，在无实质变更技术内容下，当亦视为本实用新型可实施的范畴。

一种草酸酯生产乙醇的系统，如图1所示，包括：

加氢反应器1，用于将氢气和草酸酯进行催化反应，获得粗乙醇混合物；

甲醇分离装置2，用于将粗乙醇混合物分离获得以甲醇为主的混合物和包含乙醇和乙二醇的混合物；所述甲醇分离装置2与所述加氢反应器1连通；

轻组分分离塔3，用于将包含乙醇和乙二醇的混合物分离获得普通乙醇和冷冻级乙二醇；所述轻组分分离塔3与所述甲醇分离装置2连通。

在加氢反应器1中进行草酸酯加氢反应：草酸酯如来自草酸二甲酯精馏塔塔釜的草酸二甲酯组分与氢气如经加氢循环压缩机加压后的工业氢气混合后进入加氢反应器1，在加氢催化剂存在下，加氢反应生成甲醇和乙二醇等，即粗乙醇混合物。所述草酸酯为草酸二甲酯，但不限于草酸二甲酯。

在甲醇分离装置2中进行甲醇精制过程：来自加氢反应器的粗乙醇混合物进入甲醇分离装置2，塔顶采出精甲醇物料，可循环至羰化装置作为原料使用；塔顶驰放气，可排入闪蒸罐24脱醇后，进行回收再利用；塔釜获得包含乙醇和乙二醇的混合物。

制取普通乙醇和冷冻级乙二醇：来自甲醇分离装置的包含乙醇和乙二醇的混合物进入轻组分分离塔3，塔顶作为产品采出，获得普通乙醇；塔釜作为产品采出，获得冷冻级乙二醇。普通乙醇的浓度低于无水乙醇，浓度＜99.5wt％，如浓度为95wt％～98wt％；冷冻级乙二醇的浓度低于聚酯级乙二醇，如浓度为40wt％～60wt％。

所述加氢反应器1可为固定床反应器或流化床反应器，更优选为固定床反应器。

所述加氢反应器1可为板式反应器、管式反应器或管式/板式复合型反应器，特别优选为板式固定床反应器。当所述加氢反应器为板式固定床反应器时，所述加氢反应器1的中心设有板片组固定腔，所述板片组固定腔内设有板片组；所述板片组固定腔的外壁到所述加氢反应器1的内壁之间设有催化剂床层；所述催化剂床层内装填有加氢反应催化剂。加氢反应原料达到催化剂床层进口温度后，从所述加氢反应器1的顶部进入催化剂床层内发生加氢反应；从外部引入的冷媒从所述加氢反应器1的底部进入板片组固定腔，并从所述加氢反应器1的顶部引出，逆流过程进行热交换带走加氢反应的反应热；来自催化剂床层底部的加氢产物从加氢板式反应器1的底部引出。

所述轻组分分离塔3可为填料塔、板式塔或泡罩塔。当所述轻组分分离塔3为填料塔时，所述填料塔中装填的填料为乱堆填料或高效规整填料。所述乱堆填料的形状为马鞍形、拉西环、鲍尔环、车轮状、矩鞍环、球状或柱状。所述高效规整填料为波纹填料、格栅填料或脉冲填料。

加氢反应的温度为170～350℃，反应压力为1～10MP，液时空速为1～3Kg/Kg.h。

在一优选的实施方式中，加氢反应的温度为195～260℃。

在一优选的实施方式中，所述加氢反应器中反应压力为5～8MPa。

在一优选的实施方式中，氢气和草酸酯如草酸二甲酯的混合摩尔比为30～300：1，更优选为60～250：1。

在一优选的实施方式中，加氢反应催化剂选自上海戊正工程技术有限公司市售催化剂，催化剂商品牌号为MEG-803T。

在一优选的实施方式中，轻组分分离塔的理论塔板数为10～30块，塔顶温度58～90℃，塔釜温度70～160℃，塔顶绝对压力为5～50KPa。

在一优选的实施方式中，轻组分分离塔的塔顶轻组分回流比为0.1～10。

在一优选的实施方式中，轻组分精馏塔的塔顶轻组分回流比为1～10。

在一优选的实施方式中，如图1所示，所述甲醇分离装置2包括：

第一气液分离器21，用于将粗乙醇混合物进行第一气液分离；所述第一气液分离器21与所述加氢反应器1连通；

第二气液分离器22，用于将第一气液分离获得的部分第一气相进行第二气液分离；所述第二气液分离器22与所述第一气液分离器21连通；

甲醇回收塔23，用于将第一气液分离获得的第一液相和第二气液分离获得的第二液相进行甲醇回收，获得以甲醇为主的混合物和包含乙醇和乙二醇的混合物；所述甲醇回收塔23与所述第一气液分离器21和所述第二气液分离器22连通。

经第一气液分离器21分离出的气相部分进入第二气液分离器22；第一气液分离器21分离出的液相和经第二气液分离器22分离出的液相进入甲醇回收塔23。甲醇回收塔23顶部回收的以甲醇为主的混合物可部分进入界区外草酸酯装置，直接作为界区外酯化原料。

甲醇回收塔23可为填料塔、板式塔或泡罩塔。当甲醇回收塔23为填料塔时，所述填料塔中装填的填料为乱堆填料或高效规整填料。所述乱堆填料的形状为马鞍形、拉西环、鲍尔环、车轮状、矩鞍环、球状或柱状。所述高效规整填料为波纹填料、格栅填料或脉冲填料。

在一优选的实施方式中，经第一气液分离器21分离出的气相的0.1～30v％进入第二气液分离器22，更优选为分离出的气相的0.1～10v％进入第二气液分离器22。

在一优选的实施方式中，甲醇回收塔23的理论塔板数为5～100块，塔顶温度5～150℃，塔釜温度为30～180℃，塔顶压力为0.01～2.0MPa。

在一优选的实施方式中，甲醇回收塔23的理论塔板数为10～40块，塔顶温度40～70℃，塔釜温度80～180℃，常压或者减压操作。

在一优选的实施方式中，甲醇回收塔23塔顶轻组分的回流比为0.1～10。

在一优选的实施方式中，甲醇回收塔23塔顶轻组分的回流比为0.5～3。

在一优选的实施方式中，所述甲醇分离装置2还包括闪蒸罐24；

所述闪蒸罐24与所述第二气液分离器22连通，用于将第二气液分离获得的第二气相进行闪蒸；

所述甲醇回收塔23与所述闪蒸罐24连通，用于将甲醇回收获得的不凝气进行闪蒸；

所述闪蒸罐24与所述甲醇回收塔23连通，用于将闪蒸获得的液相进行甲醇回收。

经第二气液分离器22分离获得的第二气相以及来自甲醇回收塔23塔顶的不凝气进入闪蒸罐24。

在一优选的实施方式中，所述系统还包括压缩机4和第一换热器5；

所述第一气液分离器21依次经所述压缩机4和所述第一换热器5与所述加氢反应器1连通，用于将第一气液分离获得的部分第一气相依次经压缩和换热后循环至所述加氢反应器1作为催化反应原料；

所述闪蒸罐24依次经所述压缩机4和所述第一换热器5与所述加氢反应器1连通，用于将闪蒸获得的部分闪蒸气相依次经压缩和换热后循环至所述加氢反应器1作为催化反应原料。

从第一气液分离器21获得的第一气相和从闪蒸罐24获得的闪蒸气部分经压缩机4增压，然后经第一换热器5换热后作为催化反应原料循环至加氢反应器1。

在一优选的实施方式中，所述闪蒸罐24设有用于排放不凝气的不凝气排放管道241。

在一优选的实施方式中，所述系统还包括氢气原料管道6和草酸酯原料管道7；

所述氢气原料管道6依次经所述压缩机4和所述第一换热器5与所述加氢反应器1连通，用于将氢气原料依次经压缩和换热后通入所述加氢反应器1；

所述草酸酯原料管道7经所述第一换热器5与所述加氢反应器1连通，用于将草酸酯原料经换热后通入所述加氢反应器1。

草酸酯原料如来自界区外合成气制草酸酯装置的草酸酯、氢气原料如来自加压循环压缩机的工业氢气和循环气进入加氢反应器之前经过第一换热器5换热达到加氢反应器的催化剂床层进口温度后，再进入所述加氢反应器进行加氢反应。

在一优选的实施方式中，所述系统还包括第二换热器8；

所述加氢反应器1依次经所述第一换热器5和所述第二换热器8与所述第一气液分离器21连通，用于将催化反应获得的粗乙醇混合物依次经第一换热和第二换热后进行第一气液分离。

从加氢反应器1获得的粗乙醇混合物经第一换热器5换热后，进入第二换热器8如水冷器进一步冷却至30～50℃，然后进入第一气液分离器21进行第一气液分离。

在一优选的实施方式中，所述系统还包括加热器9；

所述第一换热器5经所述加热器9与所述加氢反应器1连通，用于将第一换热得到的物料进行加热后进行催化反应。

加氢反应原料气进入加氢反应器之前经过第一换热器5和加热器9达到加氢反应器的催化剂床层进口温度后，再进入所述加氢反应器进行加氢反应。开工初期，温度达不到反应要求，加氢反应原料进入加热器9进行预热，预热达到催化剂床层入口温度后进入催化剂床层进行加氢反应；开工初期，加热器9为加氢反应器中的加氢反应提供唯一热源；加热器9的热源可为低压蒸汽。

在一优选的实施方式中，如图2所示，所述系统还包括乙二醇分离装置10；

所述轻组分分离塔3与所述乙二醇分离装置10连通，用于将冷冻级乙二醇进行分离，从塔顶获得轻组分，从塔身侧线获得聚酯级乙二醇，从塔底获得重组分。聚酯级乙二醇的浓度高于冷冻级乙二醇，如浓度为99.99wt％。

从轻组分分离塔获得的冷冻级乙二醇通入乙二醇分离装置10，从塔顶获得轻组分，可进入界外回收处理装置进一步回收处理；从塔底获得重组分，可进入界外回收处理装置进行后续处理；从塔身侧线获得聚酯级乙二醇。

在一优选的实施方式中，乙二醇分离装置10的理论塔板数为30～100块，塔顶的温度100～150℃，塔釜温度130～230℃，塔顶绝对压力为5～50KPa；乙二醇分离装置10塔顶轻组分回流比为50～120或全回流。

乙二醇分离装置10可为填料塔、板式塔或泡罩塔。当乙二醇分离装置10为填料塔时，所述填料塔中装填的填料为乱堆填料或高效规整填料。所述乱堆填料的形状为马鞍形、拉西环、鲍尔环、车轮状、矩鞍环、球状或柱状。所述高效规整填料为波纹填料、格栅填料或脉冲填料。

在一优选的实施方式中，如图3所示，所述系统还包括三相共沸精馏塔11；

所述轻组分分离塔3与所述三相共沸精馏塔11连通，用于将普通乙醇与共沸剂进行三相共沸精馏，获得无水乙醇和以水为主的轻组分。通过该技术方案可以获得无水乙醇和冷冻级乙二醇，或者，无水乙醇和聚酯级乙二醇。无水乙醇的浓度高于普通乙醇，如浓度≥99.5wt％。

来自轻组分分离塔3的普通乙醇与共沸剂进入三相共沸精馏塔11，分离后从塔底采出无水乙醇产品，从塔顶获得以水为主的轻组分。

三相共沸精馏塔11可为填料塔、板式塔或泡罩塔。当三相共沸精馏塔11为填料塔时，所述填料塔中装填的填料可为乱堆填料或高效规整填料。所述乱堆填料的形状为马鞍形、拉西环、鲍尔环、车轮状、矩鞍环、球状或柱状；所述高效规整填料为波纹填料、格栅填料或脉冲填料。

在一优选的实施方式中，三相共沸精馏塔11理论塔板数为9～50块，塔顶压力为0.5～1.8MPa，塔釜温度为100～300℃。

在一优选的实施方式中，三相共沸精馏塔11的轻相回流比为0.01～3.0。

在一优选的实施方式中，三相共沸精馏塔11的重相回流比为0.01～3.0。

在一优选的实施方式中，三相共沸精馏塔11的补充共沸剂选自环己烷和苯中的至少一种，更优选为环己烷。

在一优选的实施方式中，所述三相共沸精馏塔11包括精馏塔本体111、塔顶冷凝器112、塔釜再沸器113和多相分离器114；

所述精馏塔本体111设有共沸剂入口1111、塔顶出口1112和塔底出口1113；所述多相分离器114设有轻相出口1141和重相出口1142；

所述塔顶出口1112经所述塔顶冷凝器112与所述多相分离器114连通；所述轻相出口1141分两通路：一通路回流至所述精馏塔本体111，另一通路与所述共沸剂入口1111连通；重相出口1142分两通路：一通路回流至所述精馏塔本体111，另一通路获得以水为主的轻组分。

所述塔底出口1113分两通路：一通路经所述塔釜再沸器113与所述精馏塔本体111连通，另一通路获得无水乙醇。从精馏塔本体111的塔顶出口1112获得的物料经塔顶冷凝器112通入多相分离器114，从轻相出口1141获得的轻相一部分回流至精馏塔本体111，一部分经共沸剂入口1111通入精馏塔本体111，从重相出口1142获得的重相一部分回流至精馏塔本体111，一部分为以水为主的轻组分。

在一优选的实施方式中，如图4所示，所述系统还包括废水塔12；

所述三相共沸精馏塔11与所述废水塔12连通，用于将以水为主的轻组分进行分离，从塔顶获得醇水混合物，从塔底获得处理水。

从三相共沸精馏塔11获得的以水为主的轻组分进入废水塔12，从塔顶获得醇水混合物，可塔顶轻组分循环至三相共沸精馏塔11回收利用乙醇，从塔底获得处理水，可作为绿化用水排至界区外。

所述废水塔可为填料塔、板式塔或泡罩塔。当所述废水塔为填料塔时，装填的填料为乱堆填料或高效规整填料。所述乱堆填料的形状为马鞍形、拉西环、鲍尔环、车轮状、矩鞍环、球状或柱状。所述高效规整填料为波纹填料、格栅填料或脉冲填料。

在一优选的实施方式中，所述废水塔的理论板数为5～30块，塔顶温度为58～130℃，塔釜温度70～260℃，塔顶绝对压力50～350KPa。

在一优选的实施方式中，所述废水塔回流比为1～5。

在一优选的实施方式中，所述废水塔12与所述三相共沸精馏塔11连通，用于将醇水混合物回流至所述三相共沸精馏塔11进行三相共沸精馏。

本实用新型草酸酯生产乙醇的系统使用时，先以氢气和工业级草酸酯在加氢反应器1中进行催化反应合成粗乙醇混合物，粗乙醇混合物在甲醇分离装置2中进行分离获得以甲醇为主的混合物和包含乙醇和乙二醇的混合物，包含乙醇和乙二醇的混合物在轻组分分离塔3中分离获得普通乙醇和冷冻级乙二醇。进一步，冷冻级乙二醇在乙二醇分离装置10中进行分离，从塔顶获得轻组分，从塔身侧线获得聚酯级乙二醇，从塔底获得重组分。再进一步，普通乙醇与共沸剂在三相共沸精馏塔11中进行三相共沸精馏，获得无水乙醇和以水为主的轻组分。再再进一步，以水为主的轻组分在废水塔12中进行分离，从塔顶获得醇水混合物，从塔底获得处理水。

实施例1

在本实施例中参照图2所示的草酸酯生产乙醇的系统设置各反应组件，生产工业级乙醇和聚酯级乙二醇。

加氢反应器1(板式固定床加氢反应器，内径：325mm，高为900mm)，中心设有板片组固定腔，板片组固定腔内设有三组板片，每组3块板片；板片组固定腔的外壁到加氢反应器内壁之间设有催化剂床层，内装填加氢反应催化剂：上海戊正工程技术有限公司市售催化剂，催化剂商品牌号为MEG-803T)。

工业级H₂(纯度为99.9v％)和来自第一气液分离器5的循环气(组成：氢气96v％，甲烷0.05v％，氮气0.02v％，一氧化碳0.02v％，甲醇3v％，其它0.91v％)经压缩机4压缩后与来自界区外羰化装置的草酸二甲酯(99.9％wt)汇合后进入第一换热器5预热至175℃后，首先从加氢反应器1的顶部进入，然后经径向流动方式进入催化剂床层进行加氢反应(催化剂床层热点温度190℃，反应压力为3.0MPa，液时空速为2.8Kg/Kg.h)；加氢产物从底部出料后进入第一换热器5和第二换热器8换热至30-50℃后，进入第一气液分离器5，在此进行气液分离。

开工初期，经第一换热器5的物料进入加热器9进行预热，预热后的气体作为原料气达到催化剂床层入口温度后进入催化剂床层进行加氢反应。

加氢产物经第一气液分离器5分离后，气相大部分作为循环气进入压缩机4，剩余不凝气(气体占比1.2v％)经过减压降温进入第二气液分离器22，第一气液分离器5引出的液相(甲醇:50.1wt％，乙二醇:48.55wt％，乙醇酸甲酯:0.06wt％，乙醇:0.39wt％，BDO:0.12wt％，其它0.78wt％)进入甲醇回收塔23中进行分离。第二气液分离器22分离的液相进入甲醇回收塔23中进行分离，气相经闪蒸罐24(内径160mm，高度900mm)进一步脱除甲醇后，其中大部分的气相(组成：氢气97v％，甲烷0.15v％，氮气0.06v％，一氧化碳0.27v％，其它2.52v％)经过增压降温进入压缩机4进行回收利用，只有少部分不凝气作为驰放气排出界外进行再回收。

甲醇回收塔23(内径：50mm，高为3600mm，理论板数为25块，内装高效规整填料，塔顶温度为50.82℃，塔釜温度为171℃，塔顶绝对压力为90kPa)中，物料在第12块塔板处进料，塔顶不凝气进入闪蒸罐24处理后进入压缩机4，塔顶回流比1.6，塔顶出料(99.9wt％的甲醇，0.1wt％其它低沸点成分)采出后作为界区外羰化装置原料；甲醇回收塔23塔釜重组分(组成：96wt％乙二醇，0.12wt％乙醇酸甲酯，2.68wt％1.2-BDO，0.8wt％乙醇，0.4wt％其它组分)进入轻组分分离塔3。

轻组分分离塔3(内径：50mm，高为5800mm，理论板数为40块，内装高效规整填料，塔顶温度83.8℃，塔釜温度146.9℃，塔顶绝对压力16kPa，塔顶回流比50)，塔釜重组分(97.9wt％乙二醇，2.1wt％1.2-BDO)进入乙二醇分离装置10进一步分离。塔顶引出普通乙醇产品(98wt％乙醇，2wt％乙醇酸甲酯)送往储罐进行储存。

乙二醇分离装置10(内径50mm，高度8600mm，塔理论板数60块，内装高效规整填料，塔顶温度130℃，塔釜温度为170.1℃，塔顶绝对压力5kPa)中，塔顶回流比98，塔顶采出(组分：1，2-BDO为19.79wt％；乙二醇为80wt％，其它0.21wt％)至界区外作为副产品回收，塔釜为含有少量乙二醇和乙二醇缩聚物进行界区外处理，乙二醇分离装置10塔身侧线第5块塔板处则采出最终产品聚酯级乙二醇(含量为99.99wt％)。

实施例2

在本实施例中参照图3所示的草酸酯生产乙醇的系统设置各反应组件，生产无水乙醇和冷冻级乙二醇。

加氢反应器1(板式固定床加氢反应器，内径：325mm，高为900mm)，中心设有板片组固定腔，板片组固定腔内设有三组板片，每组3块板片；板片组固定腔的外壁到加氢反应器内壁之间设有催化剂床层，内装填加氢反应催化剂：上海戊正工程技术有限公司市售催化剂，催化剂商品牌号为MEG-803T)。

工业级H₂(纯度为99.9v％)和来自第一气液分离器5的循环气(组成：氢气98.90v％，乙醇0.04v％，甲醇0.15v％，其它0.91v％)经压缩机4压缩后与来自界区外羰化装置的草酸二甲酯(99.9％wt)汇合后进入第一换热器5预热至220℃后，首先从加氢反应器1的顶部进入，然后经径向流动方式进入催化剂床层进行加氢反应(催化剂床层热点温度235℃，反应压力为6.0MPa，液时空速为1.0Kg/Kg.h)；加氢产物从底部出料后进入第一换热器5和第二换热器8换热至30-50℃后，进入第一气液分离器5，在此进行气液分离。

开工初期，经第一换热器5的物料进入加热器9进行预热，预热后的气体作为原料气达到催化剂床层入口温度后进入催化剂床层进行加氢反应。

加氢产物经第一气液分离器5分离后，气相大部分作为循环气进入压缩机4，剩余不凝气(气体占比1.2v％)经过减压降温进入第二气液分离器22，第一气液分离器5引出的液相(甲醇:50.01wt％，乙二醇:0.05wt％，乙醇:35.9wt％，水为14.03wt％，BDO:0.0014wt％，1，2-丙二醇：0.0012wt％，其它0.00735wt％)进入甲醇回收塔23中进行分离。第二气液分离器22分离的液相进入甲醇回收塔23中进行分离，气相经闪蒸罐24(内径160mm，高度900mm)进一步脱除甲醇后，其中大部分的气相(组成：氢气99.65v％，乙醇0.08v％，甲醇0.25v％，水0.01v％其它0.01v％)经过增压降温进入压缩机4进行回收利用，只有少部分不凝气作为驰放气排出界外进行再回收。

甲醇回收塔23(内径：50mm，高为7800mm，理论板数为53块，内装高效规整填料，塔顶温度为21.50℃，塔釜温度为85.29℃，塔顶绝对压力为105kPa)中，物料在第22块塔板处进料，塔顶不凝气(组成：氢气82.11v％，甲醇17.87v％，其它0.02v％)进入闪蒸罐24处理后进入压缩机4，塔顶回流比1.6，塔顶出料(99.83wt％的甲醇，乙醇0.07wt％，0.1wt％其它低沸点成分)采出后作为界区外羰化装置原料；甲醇回收塔23塔釜重组分(组成：0.09wt％乙二醇，28.12wt％水，71.77wt％乙醇，0.02wt％其它组分)进入轻组分分离塔3。

轻组分分离塔3(内径：50mm，高为1000mm，理论板数为7块，内装高效规整填料，塔顶温度83.09℃，塔釜温度116.7℃，塔顶绝对压力105kPa，塔顶回流比1)，塔顶引出乙醇粗产品(71.88wt％乙醇，28.11wt％水)进入三相共沸精馏塔11；塔釜重组分(58.91wt％乙二醇，37.83wt％水，1.37wt％1，2-丙二醇，1.78wt％1，2-BDO，0.1wt％其它)做冷冻级乙二醇。

三相共沸精馏塔11(内径50mm，高度8900mm，塔理论板数62块，内装高效规整填料，塔顶温度72.35℃，塔釜温度为81.5℃，塔顶绝对压力105kPa)中，进料组成为补充共沸剂(组分：环己烷为100wt％)从第1块塔板进入，醇水混合物(组分：71.88wt％乙醇，28.11wt％水)从第20块塔板进入，塔顶轻相采出(组分：乙醇为32.39wt％；水为0.38wt％，甲醇为0.04wt％，环己烷为67.2wt％)循环至补充共沸剂入口1111，轻相回流比为1，塔顶重相采出(组分：乙醇为64.45wt％；水为35.34wt％，其它0.21wt％)进入废水塔12，重相回流比为3.5。塔釜为最终产品无水乙醇(含量为99.91wt％)。

废水塔12(内径50mm，高度1500mm，塔理论板数10块，内装高效规整填料，塔顶温度72.95℃，塔釜温度为103.6℃，塔顶绝对压力105kPa)中，塔顶为回收的醇水混合物(组分：甲醇为0.26wt％；乙醇为88.58wt％，水11.14wt％，其它0.02wt％)循环至三相共沸精馏塔11醇水混合物入口第20块塔板处，塔釜排出物流(组分：水99.99wt％，其它0.01wt％)精冷却处理后可作为绿化用水排至界区外。

实施例3

在本实施例中参照图4所示的草酸酯生产乙醇的系统设置各反应组件，生产无水乙醇和聚酯级乙二醇。

加氢反应器1(板式固定床加氢反应器，内径：325mm，高为900mm)，中心设有板片组固定腔，板片组固定腔内设有三组板片，每组3块板片；板片组固定腔的外壁到加氢反应器内壁之间设有催化剂床层，内装填加氢反应催化剂：上海戊正工程技术有限公司市售催化剂，催化剂商品牌号为MEG-803T)。

工业级H₂(纯度为99.9v％)和来自第一气液分离器5的循环气(组成：氢气99.87v％，乙醇0.02v％，甲醇0.10v％，其它0.01v％)经压缩机4压缩后与来自界区外羰化装置的草酸二甲酯(99.9％wt)汇合后进入第一换热器5预热至195℃后，首先从加氢反应器1的顶部进入，然后经径向流动方式进入催化剂床层进行加氢反应(催化剂床层热点温度210℃，反应压力为5.0MPa，液时空速为1.0Kg/Kg.h)；加氢产物从底部出料后进入第一换热器5和第二换热器8换热至30-50℃后，进入第一气液分离器5，在此进行气液分离。

开工初期，经第一换热器5的物料进入加热器9进行预热，预热后的气体作为原料气达到催化剂床层入口温度后进入催化剂床层进行加氢反应。

加氢产物经第一气液分离器5分离后，气相大部分作为循环气进入压缩机4，剩余不凝气(气体占比1.2v％)经过减压降温进入第二气液分离器22，第一气液分离器5引出的液相(甲醇:48.3wt％，乙二醇:24.74wt％，乙醇:18.02wt％，BDO:0.75wt％，水：7.56wt％，1,2-丙二醇：0.62wt％)进入甲醇回收塔23中进行分离。第二气液分离器22分离的液相(甲醇:69.55wt％，乙二醇:0.2wt％，乙醇:23.13wt％，水：7.09wt％，1,2-丙二醇：0.01wt％，其它：0.02wt％)进入甲醇回收塔23中进行分离，气相经闪蒸罐24(内径160mm，高度900mm)进一步脱除甲醇后，其中大部分的气相(组成：氢气99.62v％，乙醇0.05v％，甲醇0.30v％，其它0.03v％)经过增压降温进入压缩机4进行回收利用，只有少部分不凝气作为驰放气排出界外进行再回收。

甲醇回收塔23(内径：50mm，高为7500mm，理论板数为52块，内装高效规整填料，塔顶温度为21.5℃，塔釜温度为97.32℃，塔顶绝对压力为105kPa)中，物料在第22块塔板处进料，塔顶不凝气(组成：氢气：86.50v％，甲醇13.50v％)进入闪蒸罐24处理后进入压缩机4，塔顶回流比6，塔顶出料(99.9wt％的甲醇，乙醇0.09wt％，其它0.01wt％)采出后作为界区外羰化装置原料；甲醇回收塔23塔釜重组分(组成：45.86wt％乙二醇，1.39wt％1.2-BDO，36.78wt％乙醇，14.8wt％水，1，2-丙二醇1.15wt％，其它0.02wt％)进入轻组分分离塔3。

轻组分分离塔3(内径：50mm，高为1000mm，理论板数为7块，内装高效规整填料，塔顶温度83.1℃，塔釜温度204.5℃，塔顶绝对压力105kPa，塔顶回流比1)，塔釜引乙二醇粗产品(88.03wt％乙二醇，1.2-BDO 2.66wt％，1,2-丙三醇2.22wt％，其它7.1wt％)进入乙二醇分离装置10进一步分离，塔顶引出乙醇粗产品(71.29wt％乙醇，水28.69wt％，甲醇0.01wt％)进入三相共沸精馏塔11。

三相共沸精馏塔11(内径50mm，高度8900mm，塔理论板数62块，内装高效规整填料，塔顶温度72.35℃，塔釜温度为81.5℃，塔顶绝对压力105kPa)中，进料组成为补充共沸剂(组分：环己烷为100wt％)从第1块塔板进入，醇水混合物(组分：71.29wt％乙醇，28.69wt％水)从第20块塔板进入，塔顶轻相采出(组分：乙醇为38.52wt％；水为0.52wt％，甲醇为0.04wt％，环己烷为60.92wt％)循环至补充共沸剂入口1111，轻相回流比为1，塔顶重相采出(组分：乙醇为71.64wt％；水为28.09wt％，其它0.27wt％)进入废水塔12，重相回流比为3.5。塔釜为最终产品无水乙醇(含量为99.91wt％)。

废水塔12(内径50mm，高度1500mm，塔理论板数10块，内装高效规整填料，塔顶温度79.18℃，塔釜温度为103.6℃，塔顶绝对压力105kPa)中，塔顶为回收的醇水混合物(组分：甲醇为0.22wt％；乙醇为88.91wt％，水10.76wt％，其它0.12wt％)循环至三相共沸精馏塔11醇水混合物入口第20块塔板处，塔釜排出物流(组分：水99.99wt％，其它0.01wt％)冷却后可作为绿化用水排至界区外。

乙二醇分离装置10(内径50mm，高度5500mm，塔理论板数35块，内装高效规整填料，塔顶温度114℃，塔釜温度为119℃，塔顶绝对压力5kPa)中，塔顶回流比50，塔顶采出(组分：1，2-BDO为19.79wt％；乙二醇为80wt％，其它0.21wt％)至界区外作为副产品回收，塔釜为含有少量乙二醇和乙二醇缩聚物进行界区外处理，乙二醇分离装置10塔身侧线第9块塔板处则采出最终产品聚酯级乙二醇(含量为99.99wt％)。

上述实施例仅例示性说明本实用新型的原理及其功效，而非用于限制本实用新型。任何熟悉此技术的人士皆可在不违背本实用新型的精神及范畴下，对上述实施例进行修饰或改变。因此，举凡所属技术领域中具有通常知识者在未脱离本实用新型所揭示的精神与技术思想下所完成的一切等效修饰或改变，仍应由本实用新型的权利要求所涵盖。

Claims (10)

1.一种草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，包括：

加氢反应器(1)；

甲醇分离装置(2)，所述甲醇分离装置(2)与所述加氢反应器(1)连通；

轻组分分离塔(3)；

所述轻组分分离塔(3)与所述甲醇分离装置(2)连通。

2.如权利要求1所述的草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，

所述甲醇分离装置(2)包括：

第一气液分离器(21)；所述第一气液分离器(21)与所述加氢反应器(1)连通；

第二气液分离器(22)；所述第二气液分离器(22)与所述第一气液分离器(21)连通；

甲醇回收塔(23)；所述甲醇回收塔(23)与所述第一气液分离器(21)和所述第二气液分离器(22)连通；

所述加氢反应器(1)为板式反应器、管式反应器或管式/板式复合型反应器。

3.如权利要求2所述的草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，

所述甲醇分离装置(2)还包括闪蒸罐(24)；

所述闪蒸罐(24)与所述第二气液分离器(22)连通，用于将第二气液分离获得的第二气相进行闪蒸；

所述甲醇回收塔(23)与所述闪蒸罐(24)连通，用于将甲醇回收获得的不凝气进行闪蒸；

所述闪蒸罐(24)与所述甲醇回收塔(23)连通，用于将闪蒸获得的液相进行甲醇回收；

所述加氢反应器(1)为板式固定床反应器，所述加氢反应器(1)的中心设有板片组固定腔，所述板片组固定腔内设有板片组；所述板片组固定腔的外壁到所述加氢反应器(1)的内壁之间设有催化剂床层。

4.如权利要求3所述的草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，所述系统还包括压缩机(4)和第一换热器(5)；

所述第一气液分离器(21)依次经所述压缩机(4)和所述第一换热器(5)与所述加氢反应器(1)连通，用于将第一气液分离获得的部分第一气相依次经压缩和换热后循环至所述加氢反应器(1)作为催化反应原料；

所述闪蒸罐(24)依次经所述压缩机(4)和所述第一换热器(5)与所述加氢反应器(1)连通，用于将闪蒸获得的部分闪蒸气相依次经压缩和换热后循环至所述加氢反应器(1)作为催化反应原料。

5.如权利要求4所述的草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，

所述闪蒸罐(24)设有用于排放不凝气的不凝气排放管道(241)；

所述系统还包括氢气原料管道(6)和草酸酯原料管道(7)；

所述氢气原料管道(6)依次经所述压缩机(4)和所述第一换热器(5)与所述加氢反应器(1)连通，用于将氢气原料依次经压缩和换热后通入所述加氢反应器(1)；

所述草酸酯原料管道(7)经所述第一换热器(5)与所述加氢反应器(1)连通，用于将草酸酯原料经换热后通入所述加氢反应器(1)；

所述系统还包括第二换热器(8)；

所述加氢反应器(1)依次经所述第一换热器(5)和所述第二换热器(8)与所述第一气液分离器(21)连通，用于将催化反应获得的粗乙醇混合物依次经第一换热和第二换热后进行第一气液分离；

所述系统还包括加热器(9)；

所述第一换热器(5)经所述加热器(9)与所述加氢反应器(1)连通，用于将第一换热得到的物料进行加热后进行催化反应。

6.如权利要求1所述的草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，所述系统还包括乙二醇分离装置(10)；

所述轻组分分离塔(3)与所述乙二醇分离装置(10)连通。

7.如权利要求1或6所述的草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，所述系统还包括三相共沸精馏塔(11)；

所述轻组分分离塔(3)与所述三相共沸精馏塔(11)连通。

8.如权利要求7所述的草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，所述三相共沸精馏塔(11)包括精馏塔本体(111)、塔顶冷凝器(112)、塔釜再沸器(113)和多相分离器(114)；

所述精馏塔本体(111)设有共沸剂入口(1111)、塔顶出口(1112)和塔底出口(1113)；所述多相分离器(114)设有轻相出口(1141)和重相出口(1142)；

所述塔顶出口(1112)经所述塔顶冷凝器(112)与所述多相分离器(114)连通；所述轻相出口(1141)分两通路：一通路回流至所述精馏塔本体(111)，另一通路与所述共沸剂入口(1111)连通；重相出口(1142)分两通路：一通路回流至所述精馏塔本体(111)，另一通路获得以水为主的轻组分；

所述塔底出口(1113)分两通路：一通路经所述塔釜再沸器(113)与所述精馏塔本体(111)连通，另一通路获得无水乙醇。

9.如权利要求7所述的草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，所述系统还包括废水塔(12)；

所述三相共沸精馏塔(11)与所述废水塔(12)连通。

10.如权利要求9所述的草酸酯生产乙醇的系统，其特征在于，所述废水塔(12)与所述三相共沸精馏塔(11)连通。

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