本发明涉及一种工业合成气制乙二醇的工艺和 装置系统， 尤其涉及一种工业 合成气高压羰化生产草酸二甲酯并加氢制乙二 醇的工艺及其装置系统。 背景技术

乙二醇是一种用途广泛的化学品， 主要应用于聚酯纤维 （PET)、 防冻剂、 乙 醇胺以及炸药等多种生产领域， 并且作为溶剂、 润滑剂和增塑剂被大量使用， 而 乙二醇在 PET聚酯行业的应用接近 95%。当前工业上乙二醇生产主要采用石油乙 烯经气相氧化得环氧乙垸， 再经液相催化水合制乙二醇的路线。 但是随着近年来 国际油价长期居高价位，目前世界以乙烯为原 料制取乙二醇产业链面临巨大压力。 因此， 采用合成气制乙二醇技术路线由于低廉的生产 成本， 已越来越引起广泛的 关注。

目前煤制乙二醇工艺过程中主要采用列管式反 应器， 普遍存在反应热量移热 效率低， 催化剂的利用系数和装填系数低， 从而影响反应器生产能力。

专利 （公开号 CN101462961 ) 提供了一种生产乙二醇并联产碳酸二甲酯的工 艺， 工艺过程包括 CO与亚硝酸甲酯合成草酸二甲酯和碳酸二甲酯� ��程， 蒸熘分离 得到碳酸二甲酯产品过程， 重组分草酸二甲酯催化加氢合成乙二醇过程， 还包括 系统中亚硝酸甲酯的再生反应过程。 但是反应器采用列管式反应器， 反应过程中 产生的废气和废液没有实现循环回收再利用， 装置能耗较高， 不能满足国家日益 增长的环保需要。

专利 （公开号 CN101830806) 公开了一种联产碳酸二甲酯和草酸二甲酯的方 法和装置， 专利采用两个羰化反应器， 第一个是碳酸二甲酯合成反应器， 第二个 是草酸二甲酯的反应器， 亚硝酸甲酯反应生成后分别进入两个反应器分 别产生碳 酸二甲酯和草酸二甲酯， 然后产物进行分离提纯， 这从工艺路线设计角度看， 其 实质仅仅是两类反应器的简单累加， 无法真正实现同一装置中 DMO联产 DMC的 实际意义。 专利中也没有对整体工艺流程进行能量优化， 对反应过程中必须的环 保措施也未有揭示。 实验过程还未是工业化过程。 此外， 在驰放过程中 NO的损失以及处理反应过程中产生的硝酸副产� ��是个 棘手的问题。 专利 CN201210531022.1 公开了一种方法， 将产生的硝酸浓缩， 然 后用部分含 NO的循环气与之反应，产生 N0 ₂ ，补充回到亚硝酸甲酯再生反应器。 但是含 NO的循环气中还含有大量亚硝酸甲酯和甲醇等� ��体， 这些气体也会与浓 硝酸发生反应， 产物较复杂， 从而影响装置效能。

综上所述， 目前煤制乙二醇工艺主要存在催化剂利用率低 、 催化剂装填系数 低， 装置中有价值的气体不能充分利用， 反而污染环境， 装置系统热量不能充分 得到利用， 从而造成社会和经济效益不理想。 发明内容

本发明的目的在于解决目前生产乙二醇技术存 在的原料利用率低、 生产成本 高、 催化剂利用率低、 装填系数低、 设备投资过大、 单系列设备无法适应装置大 型化， 系统消耗高以及装置使用不能满足国家日益对 工业环境的要求等问题， 提 供一种用于提高单系列装置生产能力、 尾气治理、 副产回收及原料综合利用的工 艺及其装置系统。 本发明是通过以下技术方案实现的：

一种工业合成气高压羰化生产草酸二甲酯并加 氢制乙二醇的装置系统， 包括 羰化反应系统、 酯化反应系统、 驰放气与废酸耦合回收系统以及加氢反应系统 ； 所述羰化反应系统包括羰化反应器、 第一气液分离器、 甲醇洗涤塔、 甲醇精 熘塔和 DMO精熘塔； 所述羰化反应器设有顶部进料口、 底部出料口、 底部冷媒 进口以及顶部冷媒出口；所述第一气液分离器 设有进料口、气体出口和液体出口； 所述甲醇洗涤塔设有上部进料口、 下部进料口、 顶部出口和底部出口； 所述甲醇 精熘塔设有上部进料口、 下部进料口、 顶部出口和底部出口； 所述 DMO精熘塔 设有下部进料口、 顶部出口和底部出口； 所述酯化反应系统包括酯化反应塔和甲醇回收 塔； 所述酯化反应塔设有顶部 进料口、 上部进料口、 多个下部进料口、 中部回流入口、顶部出口以及底部出口； 所述甲醇回收塔设有中下部进料口、 下部进料口、 顶部出口和底部出口；

所述驰放气与废酸耦合回收系统包括硝酸浓缩 塔、 NO 回收塔、 MN 回收塔 和变压吸附罐；所述硝酸浓缩塔设有中部进料 口、顶部出口和底部出口；所述 NO 回收塔设有顶部进料口、 中部进料口、 底部进料口、 顶部出口和底部出口； 所述 MN回收塔设有上部进料口、 下部进料口、 顶部出口和底部出口； 所述变压吸附 罐设有进料口、 回收气出口和排放气出口； 所述加氢反应系统包括加氢循环压缩机、 加氢反应器、 第二气液分离器、 膜 分离器、 甲醇分离塔、 轻组分精熘塔和乙二醇产品塔； 所述加氢循环压缩机包括 进口和出口； 所述加氢反应器设有顶部进料口、 底部出料口、 底部冷媒进口以及 顶部冷媒出口； 所述第二气液分离器设有进料口、 气体出口和液体出口； 所述膜 分离器设有进料口、回收气出口和排放气出口 ；所述甲醇分离塔设有中部进料口、 顶部不凝气出口、 顶部液相轻组分出口和底部液相重组分出口； 所述轻组分精熘 塔设有下部进料口、 顶部出口和底部出口； 所述乙二醇产品塔设有下部进料口、 顶部出口、 上部出口和底部出口； 所述羰化反应器的顶部进料口与 CO原料管道和 N ₂ 原料管道经管线连接；所 述羰化反应器的底部出料口与所述第一气液分 离器的进料口经管线连接； 所述第 一气液分离器的气体出口与所述甲醇洗涤塔的 下部进料口经管线连接； 所述第一 气液分离器的液体出口与所述甲醇精熘塔的上 部进料口经管线连接； 所述甲醇洗 涤塔的顶部出口设有分支出口 A和分支出口 B，分支出口 A与所述酯化反应塔的 一个下部进料口经管线连接， 分支出口 B与所述 NO回收塔的底部进料口经管线 连接； 所述甲醇洗涤塔的底部出口与所述甲醇精熘塔 的下部进料口经管线连接； 所述甲醇精熘塔的顶部出口与所述酯化反应塔 的上部进料口经管线连接； 所述甲 醇精熘塔的底部出口与所述 DMO精熘塔的下部进料口经管线连接； 所述 DMO 精熘塔的底部出口与所述加氢反应器的顶部进 料口经管线连接， 所述 DMO精熘 塔的顶部出口为 DMC产品出口； 所述酯化反应塔的其它下部进料口与 NO原料管道以及多路 0 ₂ 原料管道分别 经管线连接； 所述酯化反应塔的顶部进料口与甲醇原料管道 经管线连接； 所述酯 化反应塔的底部出口设有分支出口 C和分支出口 D，分支出口 C与所述酯化反应 塔的中部回流入口经管线连接，分支出口 D与所述甲醇回收塔的下部进料口经管 线连接；所述酯化反应塔的顶部出口与所述羰 化反应器的顶部进料口经管线连接; 所述甲醇回收塔的顶部出口设有分支出口 E和分支出口 F， 分支出口 E与所述酯 化反应塔的上部进料口经管线连接， 分支出口 F与所述 MN回收塔的上部进料口 经管线连接； 所述甲醇回收塔的底部出口与所述硝酸浓缩塔 的中部进料口经管线 连接； 所述硝酸浓缩塔的顶部出口为废液排出口； 所述硝酸浓缩塔的底部出口与所 述 NO回收塔的中部进料口经管线连接； 所述 NO回收塔的顶部出口与所述 MN 回收塔的下部进料口经管线连接； 所述 NO回收塔的底部出口与所述甲醇回收塔 的中下部进料口经管线连接； 所述 MN回收塔的顶部出口与所述变压吸附罐的进 料口经管线连接； 所述 MN回收塔的底部出口与所述酯化反应塔的上部� ��料口经 管线连接； 所述变压吸附罐的回收气出口与所述羰化反应 器的顶部进料口经管线 连接； 所述变压吸附罐的排放气出口与界外回收装置 经管线连接； 所述加氢循环压缩机的进口与工业氢气原料管 道经管线连接， 所述加氢循环 压缩机的出口与所述加氢反应器的顶部进料口 经管线连接； 所述加氢反应器的底 部出料口与所述第二气液分离器的进料口经管 线连接； 所述第二气液分离器的气 体出口设有分支出口 G和分支出口 H，分支出口 G与所述加氢循环压缩机的进口 经管线连接， 分支出口 H与所述膜分离器的进料口经管线连接； 所述第二气液分 离器的液体出口与所述甲醇分离塔的下部进料 口经管线连接； 所述甲醇分离塔的 顶部不凝气出口与所述膜分离器的进料口经管 线连接； 所述甲醇分离塔的顶部液 相轻组分出口设有分支出口 I和分支出口 J，分支出口 I与所述甲醇洗涤塔的上部 进料口经管线连接， 分支出口 J与所述 NO回收塔的顶部进料口经管线连接； 所 述甲醇分离塔的底部液相重组分出口与所述轻 组分精熘塔的下部进料口经管线连 接； 所述轻组分精熘塔的顶部轻组分出口与界外醇 回收装置经管线连接； 所述轻 组分精熘塔的底部重组分出口与所述乙二醇产 品塔的下部进料口经管线连接； 所 述乙二醇产品塔的顶部出口与界外 1， 2-BDO回收处理装置经管线连接； 所述乙 二醇产品塔的底部出口与界外回收处理装置经 管线连接； 所述乙二醇产品塔的上 部出口为乙二醇产品出口； 所述膜分离器的排放气出口与界外回收装置经 管线连 接， 所述膜分离器的回收气出口与所述加氢反应器 的顶部进料口经管线连接。 所述羰化反应器外连接有脱水塔； 所述脱水塔设有进料口和干燥气出口； 所 述酯化反应塔的顶部出口和所述变压吸附罐的 回收气出口与所述脱水塔的进料口 经管线连接;所述脱水塔的干燥气出口与所述� �化反应器顶部进料口经管线连接。 所述脱水塔由两台交替运行与再生的分子筛干 燥器 A和分子筛干燥器 B组 成； 分子筛干燥器 A和分子筛干燥器 B内装填吸附剂； 所述吸附剂选自 3A分子 筛、 4A分子筛、 5A分子筛、 9A分子筛和氧化钙。 所述羰化反应器的底部出料口连接有出口换热 器 I； 所述出口换热器 I设有 冷物流进口、 冷物流出口、 热物料进口和热物流出口； 所述 CO原料管道、 N ₂ 原 料管道以及脱水塔的干燥气出口与所述出口换 热器 I冷物流进口经管线连接； 所 述出口换热器 I的冷物流出口与所述羰化反应器的顶部进料� �经管线连接； 所述 羰化反应器的底部出料口与所述出口换热器 I的热物流进口经管线连接； 所述出 口换热器 I的热物流出口与所述第一气液分离器的进料� �经管线连接。 所述羰化反应器外连接有汽包 I； 所述汽包 I设有冷媒进口、 冷媒出口、 汽 液混合物进口和蒸汽出口； 所述汽包 I的冷媒进口与冷媒原料管道经管线连接； 所述汽包 I的冷媒出口与所述羰化反应器的底部冷媒进� �经管线连接； 所述羰化 反应器的顶部冷媒出口与所述汽包 I的汽液混合物进口经管线连接； 所述汽包 I 的蒸汽出口与界外蒸汽回收系统经管线连接。 所述甲醇洗涤塔的分支出口 A与所述酯化反应塔的下部进料口之间连接有� � 化循环压缩机； 所述羰化循环压缩机设有进口和出口； 所述分支出口 A与所述羰 化循环压缩机的进口经管线连接； 所述羰化循环压缩机的出口与所述酯化反应塔 的下部进料口经管线连接。 所述 NO回收塔的顶部出口与所述 MN回收塔的底部进料口之间连接有压缩 机； 所述压缩机设有进口和出口； 所述 NO回收塔的顶部出口与所述压缩机的进 口经管线连接； 所述压缩机的出口与所述 MN回收塔的底部进料口经管线连接。 所述加氢反应器的底部出料口连接有出口换热 器 Π； 所述出口换热器 II设有 冷物流进口、 冷物流出口、 热物料进口和热物流出口； 所述 DMO精熘塔的底部 出口、 所述膜分离器的回收气出口以及所述加氢循环 压缩机的出口与所述出口换 热器 II的冷物流进口经管线连接； 所述出口换热器 II的冷物流出口与所述加氢反 应器的顶部进料口经管线连接； 所述加氢反应器的底部出料口与所述出口换热 器

II的热物流进口经管线连接； 所述出口换热器 II的热物流出口与所述第二气液分 离器的进料口经管线连接。 所述加氢反应器的顶部进料口连接有开工加热 器； 所述开工加热器设有进料 口和出料口； 所述出口换热器 II的冷物流出口与所述开工加热器的进料口经� ��线 连接； 所述开工加热器的出料口与所述加氢反应器的 顶部进料口经管线连接。 所述加氢反应器外连接有汽包 II； 所述汽包 II设有冷媒进口、 冷媒出口、 汽 液混合物进口和蒸汽出口； 所述汽包 II的冷媒进口与冷媒原料管道经管线连接； 所述汽包 II的冷媒出口与所述加氢反应器的底部冷媒进� ��经管线连接； 所述加氢 反应器的顶部冷媒出口与所述汽包 II的汽液混合物进口经管线连接； 所述汽包 II 的蒸汽出口与界外蒸汽回收系统经管线连接。 所述第二气液分离器包括高压气液分离器和低 压气液分离器； 所述高压气液 分离器设有进料口、 气体出口和液体出口； 所述低压气液分离器设有进料口、 气 体出口和液体出口； 所述出口换热器 II的热物流出口与所述高压气液分离器的进 料口经管线连接;所述高压气液分离器的气体� �口设有分支出口 K和分支出口 L， 分支出口 K与所述加氢循环压缩机的进口经管线连接，� �支出口 L与所述低压气 液分离器的进料口经管线连接； 所述高压气液分离器的液体出口与所述甲醇分 离 塔的中部进料口经管线连接； 所述低压气液分离器的气体出口与所述膜分离 器的 进料口经管线连接； 所述低压气液分离器的液体出口与所述甲醇分 离塔的中部进 料口经管线连接。 所述膜分离器的进料口之前设有甲醇吸收罐； 所述甲醇吸收罐设有进料口和 净化气出口； 所述低压气液分离器的气体出口和所述甲醇分 离塔的顶部不凝气出 口与所述甲醇吸收罐的进料口经管线连接； 所述甲醇吸收罐的净化气出口与所述 膜分离器的进料口经管线连接。

优选的， 所述羰化反应器为板式反应器、管式反应器或 管式-板式复合型反应 器°

优选的， 所述羰化反应器为板式固定床羰化反应器。 优选的， 所述板式固定床羰化反应器的中心设有板片组 固定腔， 所述板片组 固定腔内设有板片组， 所述板片组固定腔还设有底部入口和顶部出口 ； 所述板片 组固定腔的外壁到板式固定床羰化反应器的内 壁之间设有催化剂床层； 催化剂床 层内装填有羰化反应催化剂， 所述催化剂床层还设有顶部入口和底部出口； 在所 述板式固定床羰化反应器的底部， 所述板式固定床羰化反应器的底部冷媒进口与 所述板片组固定腔的底部入口经管线连接， 所述催化剂床层的底部出口与所述板 式固定床羰化反应器的底部出料口经管线连接 ； 在所述板式固定床羰化反应器的 顶部， 所述板式固定床羰化反应器的顶部进料口与所 述催化剂床层的顶部入口经 管线连接， 所述板片组固定腔的顶部出口与所述板式固定 床羰化反应器的顶部冷 媒出口经管线连接。 优选的， 所述酯化反应塔为填料塔。 优选的，所述酯化反应塔为同时具有塔板部分 和填料填充部分的塔板-填料混 合塔。 优选的， 所述甲醇洗涤塔、 甲醇精熘塔、 甲醇回收塔、 NO 回收塔、 MN 回 收塔、 DMO精熘塔和硝酸浓缩塔为填料塔、 板式塔或泡罩塔。 优选的， 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。 优选的， 所述加氢反应器为板式反应器、管式反应器或 管式-板式复合型反应 器° 更优选的， 所述加氢反应器为板式固定床加氢反应器。 优选的， 所述板式固定床加氢反应器的中心设有板片组 固定腔， 所述板片组 固定腔内设有板片组， 所述板片组固定腔还设有底部入口和顶部出口 ； 所述板片 组固定腔的外壁到板式固定床加氢反应器的内 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， 所述催化剂床层还设有顶部入口和底部出口； 在所述板式固定床加氢反应器的底部， 所述板式固定床加氢反应器的底部冷媒进 口与所述板片组固定腔的底部入口经管线连接 ， 所述催化剂床层的底部出口与所 述板式固定床加氢反应器的底部出料口经管线 连接； 在所述板式固定床加氢反应 器的顶部， 所述板式固定床加氢反应器的顶部进料口与所 述催化剂床层的顶部入 口经管线连接， 所述板片组固定腔的顶部出口与所述板式固定 床加氢反应器的顶 部冷媒出口经管线连接。

优选的， 所述膜分离器由 1〜100个中空纤维膜组件并联或串联连接组成� � 一种工业合成气高压羰化生产草酸二甲酯并加 氢制乙二醇的工艺， 为采用工 业级 NO、 0 ₂ 和甲醇为原料发生酯化反应生成亚硝酸甲 酯， 然后用工业级 CO和 亚硝酸甲酯进行羰化反应生成主要为草酸二甲 酯和碳酸二甲酯的羰化产物， 羰化 产物经分离后获得碳酸二甲酯产品， 草酸二甲酯经后续加氢生成乙二醇产品； 而 酯化反应的废酸和羰化反应的驰放气经耦合回 收处理循环利用。

反应方程式如下：

酯化反应： 4NO + 0 ₂ + 4CH ₃ OH→ 4CH ₃ ONO + 2H ₂ 0;

羰化反应： 2CO + 2CH ₃ ONO→(COOCH ₃ ) ₂ + 2NO;

加氢反应： （COOCH ₃ ) 2+ 4H ₂ →(CH ₂ OH) ₂ + 2CH ₃ OH _;

总反应： 4CO + 0 ₂ + 8 H ₂ → 2(CH ₂ OH) ₂ + 2¾0；

所述的一种工业合成气高压羰化生产草酸二甲 酯并加氢制乙二醇的工艺， 具 体包括以下步骤：

( 1 ) 在酯化反应塔中通入工业级 NO、 0 ₂ 和甲醇进行酯化反应； 酯化反应塔 塔顶亚硝酸甲酯混合气通入羰化反应器进行羰 化反应； 酯化反应塔塔釜 酸性醇溶液部分回流至酯化反应塔， 部分通入甲醇回收塔； 甲醇回收塔 塔顶回收的甲醇部分循环至酯化反应塔循环利 用， 其余进入 MN回收塔 作为洗涤液； 甲醇回收塔塔釜废酸进入硝酸浓缩塔进行浓缩 处理；

(2) 来自酯化反应塔的亚硝酸甲酯与工业级 CO、 N ₂ 进料进入羰化反应器， 在羰化反应催化剂存在下发生羰化反应；羰化 反应的温度为 30〜200°C， 反应压力为 l〜10MPa， 气时空速 3000〜30000h ⁴ ;

( 3 ) 羰化产物进入第一气液分离器发生气液分离， 气相进入甲醇洗涤塔，液 相进入甲醇精熘塔； 甲醇洗涤塔塔顶气相组分部分循环至酯化反应 塔， 部分作为驰放气进入 NO回收塔进行回收处理； 甲醇洗涤塔塔釜液相组 分进入甲醇精熘塔进行精熘分离； 甲醇精熘塔塔顶回收的甲醇和亚硝酸 甲酯混合物循环至酯化反应塔再利用， 塔釜重组分进入 DMO精熘塔； DMO精熘塔塔顶得到 DMC产品， 塔釜草酸二甲酯组分则进入加氢反应 器进行加氢反应；

(4) 来自甲醇回收塔的废酸经硝酸浓缩塔提浓至硝 酸浓度为 10~68wt%后， 循环至 NO回收塔； 在 NO回收塔中， 浓硝酸、 甲醇和来自甲醇洗涤塔 的驰放气发生酯化再生反应； NO回收塔塔顶气相轻组分进入 MN回收 塔，塔釜产生的含有甲醇的硝酸废液循环至甲 醇回收塔进一步回收处理； 在 MN 回收塔中， 气相进料经回收甲醇洗涤后， 进入变压吸附罐， MN 回收塔塔釜含亚硝酸甲酯的醇溶液循环进入酯 化反应塔； 变压吸附罐分 离出的 C0 ₂ 排放至界外处理， 回收的 N ₂ 和 CO净化气进入羰化反应器循 环利用；

( 5 ) 来自 DMO精熘塔塔釜的草酸二甲酯组分与经加氢循环 压缩机加压后 的工业氢气混合后进入加氢反应器， 在加氢催化剂存在下， 加氢反应生 成甲醇和乙二醇等； 加氢反应的温度为 160〜320°C， 反应压力为 1〜 10MP, 液时空速为 1~3 Kg/Kg.h;

(6) 加氢产物进入第二气液分离器发生气液分离， 气相部分经所述加氢循环 压缩机加压后循环至加氢反应器， 部分进入膜分离器经回收处理后返回 加氢反应器循环利用， 液相则进入乙二醇产品塔分离得到乙二醇产品 。 其中， 优选的， 所述羰化反应器外连接有脱水塔； 经变压吸附罐回收的气相以及来 自酯化反应塔塔顶的亚硝酸甲酯混合气经所述 脱水塔脱除水分后， 再进入羰化反 应器中进行羰化反应。 优选的，所述脱水塔由两台交替运行与再生的 分子筛干燥器 A和分子筛干燥 器 B组成； 分子筛干燥器 A和分子筛干燥器 B内装填有吸附剂； 所述吸附剂选 自 3A分子筛、 4A分子筛、 5A分子筛、 9A分子筛和氧化钙。 所述分子筛干燥器 A和分子筛干燥器 B的操作温度为 40〜260°C， 压力为 l〜10MPa。 除特别指出 外， 本发明中所有压力均指表压。 优选的， 经脱水塔处理获得干燥气， 干燥气中水分含量 0.1~100ppm。 优选的， 所述羰化反应器外连接有出口换热器 I； 工业级 CO、 N ₂ 以及来自 脱水塔的干燥气作为羰化反应原料经所述出口 换热器 I与来自羰化反应器的羰化 反应产物换热后再进入羰化反应器中进行羰化 反应。 优选的， 来自甲醇洗涤塔塔顶的部分气相组分经羰化循 环压缩机加压后再进 入酯化反应塔。 优选的， 所述 NO回收塔塔顶气相轻组分经压缩机压缩增压后� ��进入 MN回 收塔。 优选的， 所述加氢反应器外连接有出口换热器 Π； 来自 DMO精熘塔的草酸 二甲酯组分、 来自加压循环压缩机的工业氢气和循环气以及 来自膜分离器的回收 气作为加氢反应原料经所述出口换热器 Π与来自加氢反应器的加氢产物换热后再 进入加氢反应器中进行加氢反应。 优选的， 所述第二气液分离器分离的液相首先进入甲醇 分离塔； 甲醇分离塔 顶部回收的不凝气进入所述膜分离器， 甲醇分离塔顶部回收的甲醇等液相轻组分 部分进入所述甲醇洗涤塔的上部作为洗涤液， 部分进入 NO回收塔； 甲醇分离塔 塔釜液相重组分进入轻组分精熘塔进一步分离 提纯； 轻组分精熘塔塔顶轻组分进 入界外醇回收装置回收处理； 轻组分精熘塔塔釜重组分进入所述乙二醇产品 塔； 乙二醇产品塔塔顶轻组分进入界外 1， 2-BDO回收处理装置进一步回收处理， 乙 二醇产品塔塔釜重组分进入界外回收处理装置 进行后续处理， 乙二醇产品塔的上 部侧线引出乙二醇产品。 优选的， 所述第二气液分离器包括高压气液分离器和低 压气液分离器； 经高 压气液分离器分离出的气相部分进入所述加氢 循环压缩机， 部分进入所述低压气 液分离器； 高压气液分离器分离出的液相进入所述甲醇分 离塔； 经所述低压气液 分离器分离出的气相进入所述膜分离器， 经低压气液分离器分离出的液相进入所 述甲醇分离塔。 优选的， 所述高压气液分离器分离出的气相中， 其中 0.1~10v%进入低压气液 分离器。 优选的， 经所述低压气液分离器分离出的气相以及来自 所述甲醇分离塔塔顶 的不凝气经甲醇吸收罐吸收甲醇后再进入所述 膜分离器。 优选的， 所述羰化反应器为板式反应器、管式反应器或 管式-板式复合型反应 器° 更优选的， 所述羰化板式反应器为板式固定床羰化反应器 。 优选的， 所述板式固定床羰化反应器的中心设有板片组 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板式固定床羰化反 应器的内壁 之间设有催化剂床层； 催化剂床层内装填有羰化反应催化剂； 羰化反应原料达到 催化剂床层进口温度后， 从所述板式固定床羰化反应器的顶部进入催化 剂床层内 发生羰化反应； 从外部引入的冷媒从板式固定床羰化反应器的 底部进入板片组固 定腔， 并从所述板式固定床羰化反应器的顶部引出， 逆流过程进行热交换带走羰 化反应的反应热； 来自催化剂床层底部的羰化产物从板式固定床 羰化反应器的底 部引出。 优选的， 所述板式固定床羰化反应器外连接有汽包 I； 从外部引入的冷媒进 入汽包 I中， 汽包 I中的冷媒进入板式固定床羰化反应器的板片� �固定腔中与催 化剂床层进行热交换， 移出反应热； 加热后的冷媒为汽液混合物， 进入汽包 I进 行气液分离， 产生的低压饱和蒸汽进入界外低压蒸汽回收系 统进行回收利用。

优选的， 所述羰化反应催化剂采用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 DM0-0701T。 优选的， 所述酯化反应塔为填料塔； 优选的，所述酯化反应塔为同时具有塔板部分 和填料填充部分的塔板-填料混 合塔。 优选的，所述酯化反应塔的理论板数为 20〜50块。所述各塔塔板数顺序表达 均设定塔顶为第一块塔板， 然后依序按数至塔底部排列。

优选的，所述酯化反应塔的进料中，所述 0 ₂ 分 2〜8路分别从第 16〜50块塔 板处进料；所述 NO以及来自甲醇洗涤塔的塔顶气相轻组分从第 18〜50块塔板处 进料； 所述新鲜甲醇、 来自甲醇回收塔塔顶的回收甲醇、 来自甲醇精熘塔塔顶回 收的甲醇和亚硝酸甲酯混合物以及来自 MN回收塔塔釜的含亚硝酸甲酯的醇溶液 从第 1〜5块塔板处进料； 酯化反应塔塔釜回流物料从第 10〜25块塔板处进料。 优选的， 所述酯化反应塔中， 0 ₂ 、 NO和甲醇的摩尔比例为 0.01〜0.8： 0.1〜 3.2： 0. 8〜50。

优选的， 所述酯化反应塔塔顶温度为 30〜80°C， 塔釜温度为 50〜200°C， 反 应区温度为 50〜160°C， 反应压力为 0.5〜10MPa。 优选的， 所述甲醇回收塔、 甲醇洗涤塔、 甲醇精熘塔、 硝酸浓缩塔、 NO 回 收塔、 MN回收塔、 DMO精熘塔为填料塔、 板式塔或泡罩塔。 优选的， 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。 优选的， 所述甲醇回收塔的理论塔板数为 5〜50块， 塔顶温度 40〜150°C， 塔釜温度为 60〜230°C， 塔顶压力为 0.01〜2.0MPa。

优选的， 所述甲醇回收塔塔顶轻组分的回流比为 0.1〜3.0。

优选的， 所述甲醇回收塔塔顶回收甲醇中， 循环进入酯化反应塔的部分所占 比例为 10~90 wt%。

优选的， 所述甲醇洗涤塔的理论塔板数为 10~50块， 塔顶温度为 15~70°C， 塔釜温度为 10~100°C， 塔顶压力为 0.9~10MPa。

优选的， 所述甲醇洗涤塔塔顶气相组分中， 所述驰放气的占比为 0.05~5v%。 优选的， 所述甲醇精熘塔为萃取精熘塔， 理论塔板数为 10~60块， 塔顶温度 为 50~150°C， 塔釜温度为 130~250°C， 塔顶压力为 0.01~0.5MPa。

优选的， 所述硝酸浓缩塔的理论塔板数为 1〜30块， 塔顶温度 30〜110°C， 塔釜温度 60〜160°C， 塔顶压力 0.01〜0.3MPa。

优选的， 所述硝酸浓缩塔的塔顶轻组分的回流比为 0.01〜3。

优选的， 所述 NO回收塔的理论塔板数为 5〜30块， 塔顶温度为 30〜120°C， 塔釜温度为 50〜200°C， 塔顶压力为 l〜10MPa。

优选的， 所述驰放气从 NO回收塔的第 5〜30块塔板处进料； 所述提浓硝酸 从 NO回收塔的第 1〜10块塔板处进料；来自甲醇分离塔塔顶的回 收甲醇从第 1〜 10块塔板处进料。

优选的， 所述 NO回收塔中， 硝酸、 甲醇以及驰放气中的 NO的摩尔配比为 1.1〜10:2〜100: 1〜5。

优选的， 所述 MN回收塔的理论塔板数为 10 60块， 塔顶温度为 0〜50°C， 塔釜温度为 0〜80°C， 反应压力为 l〜10MPa。

优选的，所述 DMO精熘塔的理论塔板数为 10~50块，塔顶温度为 80~120°C， 塔釜温度为 120~200°C， 常压或减压操作。

优选的， 所述 DMO精熘塔塔顶轻组分回流比为 0.1 100。

优选的， 所述变压吸附罐中回收的净化气的组成为： N ₂ 为 60〜80v%， CO为 20〜40v%；分离出的 C0 ₂ 气体占进气总量的 0.1〜5v%，其中 C0 ₂ 的浓度为 99.8〜 99.9v%; 分离出的 C0 ₂ 气体可经界外装置处理。

优选的， 所述加氢反应器为板式反应器、管式反应器或 管式-板式复合型反应 器°

更优选的， 所述加氢板式反应器为板式固定床加氢反应器 。

优选的， 所述板式固定床加氢反应器的中心设有板片组 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板式固定床加氢反 应器的内壁 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， 从所述板式固定床加氢反应器的顶部进入催化 剂床 层内发生加氢反应； 从外部引入的冷媒从板式固定床加氢反应器的 底部进入板片 组固定腔， 并从所述板式固定床加氢反应器的顶部引出， 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板式固定床 加氢反应器 的底部引出。 优选的， 所述板式固定床加氢反应器外连接有汽包 II； 从外部引入的冷媒进 入汽包 II中， 汽包 II中的冷媒进入板式固定床加氢反应器的板片� ��固定腔中与催 化剂床层进行热交换， 移出反应热； 加热后的冷媒为汽液混合物， 进入汽包 II进 行气液分离， 产生的低压饱和蒸汽进入界外低压蒸汽回收系 统进行回收利用。

优选的， 所述冷媒为水或导热油， 优选为水。 优选的， 所述板式固定床加氢反应器外连接有开工加热 器； 开工初期， 温度 达不到反应要求， 加氢反应原料进入开工加热器进行预热， 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， 所述开工加热器为所述板 式固定床加氢反应器中的加氢反应提供唯一热 源； 所述开工加热器的热源为低压 蒸汽。

优选的， 所述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-801T。

优选的， 所述甲醇分离塔的理论塔板数为 10~40块， 塔顶温度 40〜70°C， 塔 釜温度 80〜180°C， 常压或者减压操作； 所述甲醇分离塔塔顶轻组分回流比为 0.1~3。

优选的， 所述轻组分精熘塔的理论塔板数为 10~60块， 塔顶温度 58〜90°C， 塔釜温度 70〜160°C， 塔顶绝对压力 5〜50KPa。

优选的， 所述轻组分精熘塔的塔顶轻组分回流比为 1~50。

优选的， 所述乙二醇产品塔的理论塔板数为 30~100块， 塔顶的温度 100〜 150°C， 塔釜温度 130〜230°C， 塔顶绝对压力为 5〜50KPa; 所述乙二醇产品塔塔 顶轻组分回流比为 50~120或全回流。

优选的， 所述膜分离器由 1〜100个中空纤维膜组件并联或串联连接组成� � 优选的， 所述膜分离器的管壳的耐受压力为 4.75MPa， 最大压差 1.5MPa (原 料气对渗透气）； 膜分离器的操作温度最高为 85°C。

优选的， 经膜分离器分离提纯获得的提纯气中氢气浓度 为 88〜99.00v%， 氢 气回收率 90〜98.5%。

所述膜分离器的基本原理是利用中空纤维膜两 侧气体的分压差作为推动力， 通过渗透-溶解-扩散-解析等步骤，利用中空纤 维膜对各种气体的选择透过性不同， 从而达到分离的目的。 原料气走中空纤维膜组件的壳程， 渗透气走管程， 尾气进 入下一中空纤维膜组件。 因 H ₂ 在膜表面渗透速率是 CH ₄ 、 N ₂ 、 Ar等的几十倍， 所以 H ₂ 进入每根中空纤维管内汇集后从膜分离器 下部排出， 非渗透气（尾气）从 中空纤维膜组件的上部排出。中空纤维膜组件 内部是一个由 1000〜100000根中空 纤维膜丝管组成的芯件， 纤维管是由高分子材料经特殊加工而成。 原料气由分离 器侧口进入， 沿纤维管束外侧向下流动气体同纤维膜丝管外 表面接触时气体便在 纤维壁上进行溶解、 渗透和扩散过程， 利用各种气体溶解、 渗透能力上的差异， 把不同种类的气体分离出来。

本发明的技术效果及优点在于：

由于在羰化系统和酯化系统采用高压操作， 可大大减小大型化合成气制乙二 醇工艺装置对设备体积的要求， 利于单系列装置生产大型化， 利于装置安全生产 以及降低设备投资。

硝酸废液循环利用工艺和驰放气循环利用工艺 高度耦合， 可将装置中产生的 废液通过循环处理作为回收含有大量一氧化氮 驰放气的原料， 生成主反应所需的 亚硝酸甲酯。 工艺组合技术科学合理， 通过一个反应器实现排放废气和废液的充 分循环利用， 经济而环保。

所述亚硝酸甲酯是热敏性物质， 尤其在高于一定温度后， 随温度继续升高， 亚硝酸甲酯的分解会不断加剧， 而 CO羰化偶联制草酸二甲酯的反应为强放热反 应， 采用合适的反应器保持床层均匀的温度分布、 控制反应热点温度是防止亚硝 酸甲酯的分解并提高产物的收率的关键， 本发明羰化板式反应器为板式反应器， 实现 CO羰化偶联制草酸二甲酯的反应，可充分利用� ��应器温度分布均匀的特点， 达到提高草酸二甲酯时空产率并循环利用反应 热的特点。 同时提高催化剂的利用 系数和反应器容积利用率、 增大了催化剂装填量、 提高反应器生产能力。 这样的 反应特点在草酸二甲酯加氢制乙二醇中也得到 了同样的节能降耗效果。

工艺所述的加氢工段驰放气的回收充分节约了 宝贵的氢气资源， 进而减少了 单位煤耗， 有利于降低装置整体能耗和污染排放， 具有比较现实的意义。 同时， 工艺所述的加氢工段驰放气的回收， 所采用的膜分离系统在同等负荷下反应系统 压力可降低 IMPa左右， 对压缩系统来说， 出口压力的降低， 可以节约大量的动 力消耗。 充分节约了宝贵的氢气资源， 进而减少了单位煤耗， 有利于降低装置整 体能耗和污染排放， 具有比较现实的意义。 采用本膜分离系统， 这有利于提高加 氢反应速率， 乙二醇日产量较原来增加 10%左右。

综上所述，通过采用高压工艺流程和板式反应 器，有效解决装置大型化瓶颈， 降低设备投资， 通过回收反应热量余热， 进行有效热回收， 单位乙二醇生产能耗 降低， 减少蒸汽、 冷却水耗量； 通过废气和废液工艺耦合， 减少毒物排放， 从而 达到节能、 环保的双重目的。 本发明实现排放废气和废液的充分回用以及装 置反 应热、 塔分离的综合能量运用， 提高能源利用效率， 节省能耗， 具有显著的工业 应用价值。 本发明为合成气制乙二醇技术向更加环保、 效率更高、 更加节能的技 术发展提供了保障。 采用本发明在技术上可行和经济上合理。 上述工艺优化设计可显著地提高产率， 是任何文献都未曾记载过的。 而本发 明提出的工艺过程从能耗角度看也特别有利， 具有显著节约能耗的特点， 结合应 用有用物质循环步骤， 特别是硝酸废液循环利用工艺和驰放气循环利 用工艺高度 耦合及其分离工艺和反应废气中氢气的循环回 收利用， 效果是非常显著的。 附图说明

图 1 一种工业合成气高压羰化生产草酸二甲酯并加 氢制乙二醇的装置系统 （部 分）

图 2 —种工业合成气高压羰化生产草酸二甲酯并加 氢制乙二醇的装置系统 （部 分）

附图标记：

1， 羰化反应器； 2， 汽包 I； 3； 出口换热器 I； 4， 第一气液分离器； 5， 甲醇精 熘塔； 6， DMO精熘塔； 7， 甲醇洗涤塔； 8， 羰化循环压缩机； 9， 酯化反应塔; 10， 脱水塔； 11， 甲醇回收塔； 12， 硝酸浓缩塔； 13， NO回收塔； 14， 压缩机； 15， MN回收塔； 16， 变压吸附罐； 17， 加氢反应器； 18， 汽包 II； 19， 开工加 热器； 20， 出口换热器 II； 21， 高压气液分离器； 22， 甲醇分离塔； 23， 轻组分 精熘塔； 24， 乙二醇产品塔； 25， 加氢循环压缩机； 26， 低压气液分离器； 27， 甲醇吸收罐； 28， 膜分离器。 具体实施方式

以下通过特定的具体实例说明本发明的技术方 案。 应理解， 本发明提到的一 个或多个方法步骤并不排斥在所述组合步骤前 后还存在其他方法步骤或在这些明 确提到的步骤之间还可以插入其他方法步骤； 还应理解， 这些实施例仅用于说明 本发明而不用于限制本发明的范围。 而且， 除非另有说明， 各方法步骤的编号仅 为鉴别各方法步骤的便利工具， 而非为限制各方法步骤的排列次序或限定本发 明 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的情况下， 当 亦视为本发明可实施的范畴。

下面实施例中未注明具体条件的实验方法， 通常按照常规条件， 如： 化工操 作手册， 或按照制造厂商所建议的条件。 如图 1、 图 2所示， 一种工业合成气高压羰化生产草酸二甲酯并加 氢制乙二 醇的装置系统， 包括羰化反应系统、 酯化反应系统、 驰放气废酸耦合回收系统以 及加氢反应系统； 所述羰化反应系统包括羰化反应器 1、 第一气液分离器 4、 甲醇洗涤塔 7、 甲 醇精熘塔 5和 DMO精熘塔 6; 所述羰化反应器 1设有顶部进料口、 底部出料口、 底部冷媒进口以及顶部冷媒出口； 所述第一气液分离器 4设有进料口、 气体出口 和液体出口； 所述甲醇洗涤塔 7设有上部进料口、 下部进料口、 顶部出口和底部 出口； 所述甲醇精熘塔 5设有上部进料口、 下部进料口、 顶部出口和底部出口； 所述 DMO精熘塔 6设有下部进料口、 顶部出口和底部出口； 所述酯化反应系统包括酯化反应塔 9和甲醇回收塔 11 ; 所述酯化反应塔 9设 有顶部进料口、 上部进料口、 多个下部进料口、 中部回流入口、 顶部出口以及底 部出口； 所述甲醇回收塔 11设有中下部进料口、下部进料口、顶部出口� ��底部出 Π ;

所述驰放气与废酸偶联回收系统包括硝酸浓缩 塔 12、 NO回收塔 13、 MN回 收塔 15和变压吸附罐 16; 所述硝酸浓缩塔 12设有中部进料口、顶部出口和底部 出口； 所述 NO回收塔 13设有顶部进料口、 中部进料口、底部进料口、 顶部出口 和底部出口； 所述 MN回收塔 15设有上部进料口、 下部进料口、 顶部出口和底 部出口； 所述变压吸附罐 16设有进料口、 回收气出口和排放气出口； 所述加氢反应系统包括加氢循环压缩机 14、加氢反应器 17、第二气液分离器、 膜分离器 28、 甲醇分离塔 22、 轻组分精熘塔 23和乙二醇产品塔 24; 所述加氢循 环压缩机 14包括进口和出口；所述加氢板应器 17设有顶部进料口、底部出料口、 底部冷媒进口以及顶部冷媒出口； 所述第二气液分离器设有进料口、 气体出口和 液体出口； 所述膜分离器 28设有进料口、 回收气出口和排放气出口； 所述甲醇分 离塔 22设有中部进料口、顶部不凝气出口、顶部液� ��轻组分出口和底部液相重组 分出口； 所述轻组分精熘塔 23设有下部进料口、顶部出口和底部出口； 所述乙二 醇产品塔 24设有下部进料口、 顶部出口、 上部出口和底部出口； 所述羰化反应器 1的顶部进料口与 CO原料管道和 N ₂ 原料管道经管线连接； 所述羰化反应器 1的底部出料口与所述第一气液分离器 4的进料口经管线连接； 所述第一气液分离器 4的气体出口与所述甲醇洗涤塔 7的下部进料口经管线连接; 所述第一气液分离器 4的液体出口与所述甲醇精熘塔 5的上部进料口经管线连接; 所述甲醇洗涤塔 7的顶部出口设有分支出口 A和分支出口 B，分支出口 A与所述 酯化反应塔 9的一个下部进料口经管线连接， 分支出口 B与所述 NO回收塔 13 的底部进料口经管线连接； 所述甲醇洗涤塔 7的底部出口与所述甲醇精熘塔 5的 下部进料口经管线连接； 所述甲醇精熘塔 5的顶部出口与所述酯化反应塔 9的上 部进料口经管线连接； 所述甲醇精熘塔 5的底部出口与所述 DMO精熘塔 6的下 部进料口经管线连接；所述 DMO精熘塔 6的底部出口与所述加氢反应器 17的顶 部进料口经管线连接， 所述 DMO精熘塔 6的顶部出口为 DMC产品出口； 所述酯化反应塔 9的其它下部进料口与 NO原料管道以及多路 0 ₂ 原料管道分 别经管线连接； 所述酯化反应塔 9的顶部进料口与甲醇原料管道经管线连接； 所 述酯化反应塔 9的底部出口设有分支出口 C和分支出口 D，分支出口 C与所述酯 化反应塔 9的中部回流入口经管线连接， 分支出口 D与所述甲醇回收塔 11的下 部进料口经管线连接； 所述酯化反应塔 9的顶部出口与所述羰化反应器 1的顶部 进料口经管线连接;所述甲醇回收塔 11的顶部出口设有分支出口 E和分支出口 F， 分支出口 E与所述酯化反应塔 9的上部进料口经管线连接， 分支出口 F与所述 MN回收塔 15的上部进料口经管线连接； 所述甲醇回收塔 11的底部出口与所述 硝酸浓缩塔 12的中部进料口经管线连接； 所述硝酸浓缩塔 12的顶部出口为废液排出口； 所述硝酸浓缩塔 12的底部出 口与所述 NO回收塔 13的中部进料口经管线连接； 所述 NO回收塔 13的顶部出 口与所述 MN回收塔 15的下部进料口经管线连接； 所述 NO回收塔 13的底部出 口与所述甲醇回收塔 11的中下部进料口经管线连接； 所述 MN回收塔 15的顶部 出口与所述变压吸附罐 16的进料口经管线连接； 所述 MN回收塔 15的底部出口 与所述酯化反应塔 9的上部进料口经管线连接;所述变压吸附罐 16的回收气出口 与所述羰化板式反应器 1的顶部进料口经管线连接;所述变压吸附罐 16的排放气 出口与界外回收装置经管线连接；

所述加氢循环压缩机 14的进口与工业氢气原料管道经管线连接，所� ��加氢循 环压缩机 14的出口与所述加氢反应器 17的顶部进料口经管线连接； 所述加氢反 应器 17的底部出料口与所述第二气液分离器的进料� ��经管线连接;所述第二气液 分离器的气体出口设有分支出口 G和分支出口 H，分支出口 G与所述加氢循环压 缩机 14的进口经管线连接，分支出口 H与所述膜分离器 28的进料口经管线连接; 所述第二气液分离器的液体出口与所述甲醇分 离塔 22的下部进料口经管线连接； 所述甲醇分离塔 22的顶部不凝气出口与所述膜分离器 28的进料口经管线连接； 所述甲醇分离塔 22的顶部液相轻组分出口设有分支出口 I和分支出口 J， 分支出 口 I与所述甲醇洗涤塔 7的上部进料口经管线连接， 分支出口 J与所述 NO回收 塔 13的顶部进料口经管线连接； 所述甲醇分离塔 22的底部液相重组分出口与所 述轻组分精熘塔 23的下部进料口经管线连接； 所述轻组分精熘塔 23的顶部轻组 分出口与界外醇回收装置经管线连接;所述轻� �分精熘塔 23的底部重组分出口与 所述乙二醇产品塔 24的下部进料口经管线连接； 所述乙二醇产品塔 24的顶部出 口与界外 1， 2-BDO回收处理装置经管线连接；所述乙二醇产� ��塔 24的底部出口 与界外回收处理装置经管线连接;所述乙二醇� �品塔 24的上部出口为乙二醇产品 出口；所述膜分离器 28的排放气出口与界外回收装置经管线连接，� ��述膜分离器 28的回收气出口与所述加氢反应器 17的顶部进料口经管线连接。

作为一种优选的实施方式， 所述羰化反应器 1外连接有脱水塔 10; 所述脱水 塔 10设有进料口和干燥气出口；所述酯化反应塔 9的顶部出口和所述变压吸附罐 16的回收气出口与所述脱水塔 10的进料口经管线连接；所述脱水塔 10的干燥气 出口与所述羰化反应器 1顶部进料口经管线连接。

所述脱水塔由两台交替运行与再生的分子筛干 燥器 A和分子筛干燥器 B组 成； 分子筛干燥器 A和分子筛干燥器 B内装填吸附剂。

作为一种优选的实施方式， 所述羰化反应器 1的底部出料口连接有出口换热 器 I 3 ; 所述出口换热器 I 3设有冷物流进口、 冷物流出口、 热物料进口和热物流 出口； 所述 CO原料管道、 N ₂ 原料管道以及脱水塔 10的干燥气出口与所述出口 换热器 I 3冷物流进口经管线连接;所述出口换热器 I 3的冷物流出口与所述羰化 反应器 1的顶部进料口经管线连接； 所述羰化反应器 1的底部出料口与所述出口 换热器 I 3的热物流进口经管线连接;所述出口换热器 I 3的热物流出口与所述第 一气液分离器 4的进料口经管线连接。

作为一种优选的实施方式，所述羰化反应器 1外连接有汽包 I 2;所述汽包 I 2设有冷媒进口、冷媒出口、汽液混合物进口� �蒸汽出口； 所述汽包 I 2的冷媒进 口与冷媒原料管道经管线连接;所述汽包 I 2的冷媒出口与所述羰化板式反应器 1 的底部冷媒进口经管线连接； 所述羰化反应器 1 的顶部冷媒出口与所述汽包 1 2 的汽液混合物进口经管线连接； 所述汽包 1 2 的蒸汽出口与界外蒸汽回收系统经 管线连接。

作为一种优选的实施方式，所述甲醇洗涤塔 7的分支出口 A与所述酯化反应 塔 9的下部进料口之间连接有羰化循环压缩机 8; 所述羰化循环压缩机 8设有进 口和出口； 所述分支出口 A与所述羰化循环压缩机 8的进口经管线连接； 所述羰 化循环压缩机 8的出口与所述酯化反应塔 9的下部进料口经管线连接。

作为一种优选的实施方式， 所述 NO回收塔 13的顶部出口与所述 MN回收 塔 15的底部进料口连接有压缩机 14; 所述压缩机 14设有进口和出口； 所述 NO 回收塔 13的顶部出口与所述压缩机 14的进口经管线连接； 所述压缩机的出口与 所述 MN回收塔 15的底部进料口经管线连接。

作为一种优选的实施方式，所述加氢反应器 17的底部出料口连接有出口换热 器 Π 20; 所述出口换热器 II 20设有冷物流进口、 冷物流出口、 热物料进口和热物 流出口； 所述 DMO精熘塔 6的底部出口、所述膜分离器 28的回收气出口以及所 述加氢循环压缩机 25的出口与所述出口换热器 Π 20的冷物流进口经管线连接； 所述出口换热器 Π 20的冷物流出口与所述加氢反应器 17的顶部进料口经管线连 接； 所述加氢反应器 17的底部出料口与所述出口换热器 Π 20的热物流进口经管 线连接；所述出口换热器 Π 20的热物流出口与所述第二气液分离器的进料� ��经管 线连接。

作为一种优选的实施方式，所述加氢反应器 17的顶部进料口连接有开工加热 器 19; 所述开工加热器 19设有进料口和出料口； 所述出口换热器 II 20的冷物流 出口与所述开工加热器 19的进料口经管线连接；所述开工加热器的出� ��口与所述 加氢反应器 17的顶部进料口经管线连接。

作为一种优选的实施方式，所述加氢反应器 17外连接有汽包 II 18;所述汽包 II 18设有冷媒进口、冷媒出口、汽液混合物进口� ��蒸汽出口； 所述汽包 II 18的冷 媒进口与冷媒原料管道经管线连接；所述汽包 II 18的冷媒出口与所述加氢反应器 17的底部冷媒进口经管线连接； 所述加氢反应器 17的顶部冷媒出口与所述汽包 11 18的汽液混合物进口经管线连接;所述汽包 II 18的蒸汽出口与界外蒸汽回收系 统经管线连接。 作为一种优选的实施方式，所述第二气液分离 器包括高压气液分离器 21和低 压气液分离器 26; 所述高压气液分离器 21设有进料口、 气体出口和液体出口； 所述低压气液分离器 26设有进料口、 气体出口和液体出口； 所述加氢反应器 17 的底部出料口与所述高压气液分离器 21的进料口经管线连接；所述高压气液分离 器 21的气体出口设有分支出口 K和分支出口 L，分支出口 K与所述加氢循环压缩 机 25的进口经管线连接， 分支出口 L与所述低压气液分离器 26的进料口经管线 连接； 所述高压气液分离器 21的液体出口与所述甲醇分离塔 22的中部进料口经 管线连接； 所述低压气液分离器 26的气体出口与所述膜分离器 28的进料口经管 线连接； 所述低压气液分离器 26的液体出口与所述甲醇分离塔 22的中部进料口 经管线连接。

作为一种优选的实施方式， 所述膜分离器 28的进料口之前设有甲醇吸收罐 27； 所述甲醇吸收罐 27设有进料口和净化气出口； 所述低压气液分离器 26的气 体出口和所述甲醇分离塔 22的顶部不凝气出口与所述甲醇吸收罐 27的进料口经 管线连接； 所述甲醇吸收罐 27的净化气出口与所述膜分离器 28的进料口经管线 连接。

所述羰化反应器 1可以为板式反应器、 管式反应器或管式-板式复合型反应 器；

作为一种优选的实施方式， 所述羰化反应器 1为板式固定床羰化反应器； 所述板式固定床羰化反应器的中心设有板片组 固定腔， 所述板片组固定腔内 设有板片组， 所述板片组固定腔还设有底部入口和顶部出口 ； 所述板片组固定腔 的外壁到板式固定床羰化反应器的内壁之间设 有催化剂床层； 催化剂床层内装填 有羰化反应催化剂， 所述催化剂床层还设有顶部入口和底部出口； 在所述板式固 定床羰化反应器的底部， 所述板式固定床羰化反应器的底部冷媒进口与 所述板片 组固定腔的底部入口经管线连接， 所述催化剂床层的底部出口与所述板式固定床 羰化反应器的底部出料口经管线连接； 在所述板式固定床羰化反应器的顶部， 所 述板式固定床羰化反应器的顶部进料口与所述 催化剂床层的顶部入口经管线连 接， 所述板片组固定腔的顶部出口与所述板式固定 床羰化反应器的顶部冷媒出口 经管线连接。

作为一种优选的实施方式， 所述酯化反应塔 9为填料塔； 作为一种更加优选的实施方式， 所述酯化反应塔 9为同时具有塔板部分和填 料填充部分的塔板 -填料混合塔。

作为一种优选的实施方式， 所述甲醇洗涤塔 7、 甲醇精熘塔 5、 甲醇回收塔 11、 NO回收塔 13、 MN回收塔 15、 DM0精熘塔 6和硝酸浓缩塔 12为填料塔、 板式 塔或泡罩塔。

作为一种优选的实施方式， 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、 脉冲填料。

所述加氢板式反应器 17可以为板式反应器、 管式反应器或管式 -板式复合型 反应器；

作为一种优选的实施方式， 所述加氢反应器 17为板式固定床加氢反应器； 所述板式固定床加氢反应器的中心设有板片组 固定腔， 所述板片组固定腔内 设有板片组， 所述板片组固定腔还设有底部入口和顶部出口 ； 所述板片组固定腔 的外壁到板式固定床加氢反应器的内壁之间设 有催化剂床层； 所述催化剂床层内 装填有加氢反应催化剂， 所述催化剂床层还设有顶部入口和底部出口； 在所述板 式固定床加氢反应器的底部， 所述板式固定床加氢反应器的底部冷媒进口与 所述 板片组固定腔的底部入口经管线连接， 所述催化剂床层的底部出口与所述板式固 定床加氢反应器的底部出料口经管线连接；在 所述板式固定床加氢反应器的顶部， 所述板式固定床加氢反应器的顶部进料口与所 述催化剂床层的顶部入口经管线连 接， 所述板片组固定腔的顶部出口与所述板式固定 床加氢反应器的顶部冷媒出口 经管线连接。

作为一种优选的实施方式， 所述膜分离器 28由 1〜100中空纤维膜组件并联 或串联连接组成。

如图 1、 图 2所示， 本发明所提供的一种工业合成气高压羰化生产 草酸二甲 酯并加氢制乙二醇的工艺流程如下：

来自管道 18的 NO、来自管道 26的新鲜甲醇以及分 2~8路进料的 0 ₂ 在酯化 反应塔 9中进行气液逆流接触发生酯化反应， 塔顶生成的 MN混合气经管道 23 和来自管道 39的变压吸附罐的回收气相汇合后经管道 24进入脱水塔 10进行脱水 处理， 脱水后的干燥气经管道 25与来自管道 1的 CO和管道 2的 N ₂ 混合后作为 羰化反应原料气进入管道 3。酯化反应塔 9中的塔釜为含有大量甲醇的酸性废液， 除按一定量通过管道 20回流至酯化反应塔 9， 其余酸性废液通过管道 21与同时 来自管道 33 的甲醇酸性废液进入甲醇回收塔 11 进行甲醇回收； 甲醇回收塔 11 塔顶产生的甲醇轻组分经过管道 28后分流， 除一部分通过管道 29进入 MN回收 塔 15中做洗涤液外，其它部分汇同来自管道 26的新鲜甲醇，通过管道 22作为酯 化反应塔 9的醇源； 甲醇回收塔 11塔釜产生的含酸废水通过管道 27进入硝酸浓 缩塔 12进行硝酸提浓。

来自管道 3的羰化反应原料经出口换热器 I 3与从羰化反应器 1底部出料的 羰化反应产物换热后， 从羰化反应器 1的顶部进入催化剂床层进行羰化反应； 同 时来自系统外的精制水通过管道 8进入汽包 I 2中，汽包 I 2中的冷媒通过管道 9 从羰化反应器 1底部进入板片组固定腔与催化剂床层进行热� �换， 移出反应产生 的热量，加热后的冷媒为汽液混合物，从羰化 反应器 1的顶部引出后进入汽包 I 2 进行气液分离， 产生的低压饱和蒸汽通过管道 7进入界外低压蒸汽回收系统进行 回收利用。 羰化反应产物经出口换热器 I 3换热后进入第一气液分离器 4发生气 液分离， 含有大部分 DMC (碳酸二甲酯） 的气相组分经管道 11进入甲醇洗涤塔 7， 并与来自管道 57的回收甲醇逆流接触； 第一气液分离器 4塔釜 DMO重组分 经管道 10以及甲醇洗涤塔 7塔釜中含有 MN (亚硝酸甲酯）、 DMC和 DMO (草 酸二甲酯） 的甲醇洗液经管道 12进入甲醇精熘塔 5， 两股物流逆流接触， 进行萃 取分离； 甲醇洗涤塔 7塔顶的气相轻组分大部分通过羰化循环压缩� � 8经管道 17 进入酯化反应塔 9循环利用， 少部分作为驰放气经过管道 32进入 NO回收塔 13 进行回收处理； 甲醇精熘塔 5 塔顶回收的甲醇和亚硝酸甲酯混合物通过管道 14 循环至酯化反应塔 9再利用，塔釜重组分通过管道 13进入 DMO精熘塔 6; DMO 精熘塔 6塔顶得到 DMC产品，塔釜草酸二甲酯组分进入管道 15作为加氢反应的 原料。

硝酸浓缩塔 12塔顶主要为含酸废水通过管道 30排至界区外进行环保处理， 塔底提浓的浓硝酸经管道 31进入 NO回收塔 13作为酸源和来自管道 57的回收甲 醇与来自管道 32的驰放气逆流接触发生酯化再生反应以回收� ��放气中的 NO; N 0回收塔 13塔釜含有甲醇的硝酸废液通过管道 33进入到甲醇回收塔 11进行循环 回收， 塔顶生成的含 MN的轻组分则经压缩机 14增压后进入 MN回收塔 15。 在 MN回收塔 15中与来自管道 29的回收甲醇逆流接触， 洗脱掉其中的 MN， 并从 塔釜经过管道 36进入酯化反应塔 9， 塔顶气相轻组分通过管道 37进入变压吸附 罐 16， 经过变压吸附， 脱除 C0 ₂ 后的含 CO的混合气通过管道

39进入脱水塔 10， 而脱除的 C0 ₂ 气体可作为排放至界区外进行处理。

来自管道 54的工业氢气和来自管道 53的循环气混合后经加氢循环压缩机 25 加压后进入管道 55，然后与来自管道 15的草酸二甲酯组分以及来自管道 68的回 收氢气混合作为加氢反应原料，从管道 40进入出口换热器 1120，与从加氢反应器

17底部引出的加氢反应产物进行热交换， 然后从加氢反应器 17的塔顶进入催化 剂床层进行催化加氢反应；与此同时，来自系 统外的精制水通过管道 48进入汽包

II 18，汽包 II 18中的冷媒通过管道 49从加氢反应器 17的底部进入板片组固定腔 与催化剂床层进行热交换， 移出反应产生的热量， 加热后的冷媒为汽液混合物， 从加氢反应器 17的顶部引出后进入汽包 Π 18进行气液分离， 产生的低压饱和蒸 汽通过管道 47进入界外低压蒸汽回收系统进行回收利用。� ��氢反应产物经换热后 从管道 44进入高压气液分离器 21进行气液分离，气相部分经过管道 51后大部分 作为循环气进入管道 53进行循环， 剩余一部分气体通过管道 52进入低压气液分 离器 26进行气液分离；低压气液分离器 26中的液相甲醇通过管道 64流出，气相 部分则通过管道 65和来自管道 58的不凝气汇合后通过管道 66进入甲醇吸收罐

27进行进一步脱除甲醇， 脱液后的气体从管道 67进入膜分离器 28， 经过膜系统 的回收处理， 除一小部分 C0 ₂ 、 CO和 CH ₄ 等不凝汽从管道 69驰放， 大部分回收 的 H ₂ 经增压后进入管道 68循环利用。

从高压气液分离器 21分离出来的液相乙二醇粗产品从管道 50流出， 经与来 自管道 64液相甲醇汇合后进入甲醇分离塔 22; 甲醇分离塔 22塔顶通过管道 58 驰放一定量的不凝汽进行回收， 塔顶液相轻组分进入管道 57， 塔釜液相通过管道

56进入轻组分精熘塔 23中进行分离； 轻组分精熘塔 23塔顶轻组分乙醇、 乙醇酸 甲酯等轻组分通过管道 60进入界区外醇回收装置进行回收，塔釜多元� ��混合物则 通过管道 59进入乙二醇产品塔 24中进行进一步纯化， 其中主要含 1， 2-BDO、 乙二醇的混合轻组分通过管道 63进行进一步回收处理，塔身上部侧线产出的� ��二 醇通过管道 62作为产品采出，塔釜为含有少量乙二醇和乙� ��醇缩聚物的混合物进 入界区外处理。

开车初期，使用开工加热器 19对加氢反应原料进行加热，热源采用低压蒸� ��， 来自管道 40的加氢原料进入管道 45经开工加热器 19预热至床层入口温度后经管 道 46和管道 42从加氢反应器 17的顶部进入催化剂床层进行加氢反应。

利用上述工艺流程进行工业生产的实例如下：

来自甲醇洗涤塔的塔顶轻组分 （组成： MN:5.22v%， CO:22.12v%, N _2: 58. 5v%， NO: 11.14v%， CO ₂ :0.63v%, 甲醇 1.57v%， 其它: 0.82v%) 及来自界区外的 NO混合后进入酯化反应塔 9 (内径 50mm， 高度 2600mm， 理论塔板数 25， 塔板 结构为填料塔） 从第 25块塔板处进料， 0 ₂ 分 3路分别从第 22、 第 23和第 25块 塔板处进入酯化反应塔 9， 与从塔顶第 1块塔板处进料的新鲜甲醇和来自甲醇回 收塔 11的回收甲醇混合液、第 5块进料的来自甲醇精熘塔 5回收的甲醇和亚硝酸 甲酯混合物以及来自 MN回收塔 15塔釜的含亚硝酸甲酯的醇溶液以及从第 10块 进料的塔釜回流液在塔内进行气液逆流接触， 发生酯化反应 （其中 0 ₂ 、 NO和甲 醇的摩尔配比为： 0.1 :0.6:50)。酯化反应塔 9塔顶温度为 50°C， 塔釜温度为 93 °C， 反应区温度为 70 ± 10°C， 反应压力为 2MPa。 酯化反应塔 9塔釜出料 （组成： 甲 醇: 71.8wt%， MN:8.0wt%, 反应生成的酸及水等其它重组分 20.2 wt%) 经采出后 进入甲醇回收塔 11回收处理。酯化反应塔 9塔顶气相组分（组成： MN: 10.05v%， CO:26.42v%, N ₂ : 55.88v%， NO:5.2v%, CO ₂ :0.60v%， 甲醇 1.57v%， 其它: 0.28v %) 则进入脱水塔 10脱水。 经脱水塔 10 (吸附剂为 4A分子筛， 操作温度： 43 V： 压力： 1.9MPa， 两台分子筛干燥器 A和分子筛干燥器 B交替运行和再生） 的脱水后， 得到含水量为 60ppm的干燥气。

酯化反应塔 9 塔釜的含酸废醇液进入甲醇回收塔 11 (内径 50mm， 高度 2100mm, 理论塔板数 20块， 内装高效规整填料， 塔顶温度 120°C， 塔底温度为 140 °C , 塔顶压力 0.7 MPa， 塔顶轻组分的回流比 1.2， 塔顶为含甲醇的轻组分（组 分： 甲醇： 90 wt %， MN: 8 wt %, H ₂ 0: 2 wt %) 一部分 （占比 75wt%) 与补充 新鲜甲醇汇合， 进入酯化反应塔 9的顶部， 剩余作为 MN回收塔 15中的洗涤液； 甲醇回收塔 11塔釜含酸废水进入硝酸浓缩塔 12进行硝酸提浓。

羰化反应器 1 (板式固定床反应器， 内径： 320mm， 高为 2000mm )， 中心设 有板片组固定腔， 板片组固定腔内设有 3组板片， 每组 3块板片； 板片组固定腔 的外壁到羰化反应器 1内壁之间设有催化剂床层，内装填羰化高压� �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 DM0-0701T)。来自脱水 塔 10的干燥气与作为羰化反应原料的脱氢处理后� ��业级 CO(99v%；)和作为惰性 气源的氮气混合后经出口换热器 1 3与羰化反应产物换热后， 预热至 95 °C， 首先 从羰化反应器 1的顶部进入， 然后经径向流动方式进入催化剂床层进行羰化 反应 (催化剂床层热点温度 130°C， 反应压力为 1.8MPa， 气时空速为 lOOOOh— ¹ ); 羰化 产物然后进入出口换热器 3换热后进入第一气液分离器 4， 在此进行气液分离。

所述羰化反应器 1板片组固定腔冷媒为水介质。 来自系统外的精制水进入汽 包 I 2补充进水， 汽包 I中的水进入羰化反应器 1 中板片组固定腔与催化剂床层 进行热交换， 移出反应产生的热量， 加热后的水为汽液混合物， 进入汽包进行气 液分离， 产生的低压饱和蒸汽送往界区外低压蒸汽管网 进行回收利用。

第一气液分离器 4引出的液相 （甲醇： 1.16wt%， DMC: 0.45 wt %， DMO: 97.6wt %， 其它 0.79 wt %) 作为萃取剂进入甲醇精熘塔 5中进行分离； 引出的 含 DMC的混合气相组分进入甲醇洗涤塔 7 (内径： 50mm， 高为 3200mm， 理论 板数为 30块， 内装高效规整填料， 塔顶温度为 28.1 °C， 塔釜温度为 39.8°C， 塔顶 压力为 1.5MPa) 通过与甲醇分离塔 22回收甲醇 （含量 99.9wt%) 逆流接触， 将 混合气中的 DMC和 DMO洗脱， 甲醇洗涤塔 7顶部的气相轻组分大部分通过羰 化循环压缩机 8进入酯化反应塔 9， 将羰化反应生成的氮氧化物进行循环利用； 少部分不凝气 （气体占比 0.5v%) 作为驰放气进入 NO回收塔 13进行回收处理； 甲醇洗涤塔 7塔釜液相进入甲醇精熘塔 5中进行分离。

甲醇精熘塔 5 (内径： 50mm， 高为 2600mm， 萃取精熘塔， 理论板数为 25 块， 内装高效规整填料， 塔顶温度为 73.12°C， 塔釜温度为 185.0°C， 塔顶压力为 O. lMPa) 塔顶的轻组分 （甲醇： 88.2 wt%, MN: 11.8 wt%) 进入酯化反应塔 9 作为醇源之一，塔釜中含有 DMC和 DMO的重组分进入 DMO精熘塔 6进行分离。

DMO精熘塔 6 (内径： 50mm， 高为 3000mm， 理论板数为 28块， 内装高效 规整填料， 塔顶温度 103 °C， 塔釜温度 180°C， 常压操作， 回流比 50)， 塔顶 DMC 作为产品进行收集 （DMC产品纯度为 99.41 wt %)； 塔釜重组分 （DMO纯度为 99.9 wt %) 全部作为加氢工段的原料。

所述硝酸浓缩塔 12 (内径 32mm， 高度 850mm， 理论塔板数 8块， 内装高效 规整填料， 塔顶温度 64°C， 塔釜温度为 87°C， 塔顶压力 0.15 MPa， 回流比 0.05) 中， 塔顶主要为含酸废水排至界区外进行环保处理 ， 塔釜提浓产生浓度为 68wt% 的浓硝酸， 作为 NO回收塔 13的酸源。

NO回收塔 13 (内径： 32mm， 高为 2100mm， 理论板数为 20块， 内装高效 规整填料， 塔顶温度为 50°C， 塔釜温度为 100°C， 塔顶压力为 1.4MPa) 中， 所述 来自甲醇洗涤塔 7的驰放气从第 20块塔板处进料，从第 1块塔板处进料的来自甲 醇分离塔 22的回收甲醇（99.9wt%)和从第 8块塔板处进料的来自硝酸浓缩塔 12 的浓硝酸逆流接触发生酯化再生反应。 所述驰放气中 NO、 提浓硝酸中的 HN0 ₃ 、 甲醇的摩尔比为 1 :2.5:20οΝΟ回收塔 13的塔顶轻组分（组成： CO:21.1 v %、CO ₂ :0.6 v %、 MN:20.8v %、 N ₂ : 55.7 v %， 甲醇： 1.8 v %) 经压缩机 14增压进入 MN回 收塔 15 ; NO回收塔 13塔釜重组分（组成： 甲醇 71.8wt%， 反应生成的酸及水等 其它重组分 28.2 wt %) 进入甲醇回收塔 11的第 3块塔板进行回收。

MN回收塔 15 (内径： 32mm， 高为 3200mm， 理论板数为 30块， 内装高效 规整填料， 塔顶温度为 30.8°C， 塔釜温度为 41.3 °C， 塔顶压力为 2MPa) 中的进 料与从第 1块塔板进料的来自于甲醇回收塔 11的回收甲醇逆流接触，吸收进气中 的大量画， 其余气体 （组成： CO:27.3v %， CO ₂ :0.8 v %， N _{2 :} 71.9 v %，） 从塔 顶进入变压吸附罐 16， 塔釜中的物料（组成： 甲醇： 79.3 mol%， MN: 20.7mol %) 则进入酯化反应塔 9的第 5块塔板进行回收利用。 所述 MN回收塔 15的塔顶气 相经变压吸附罐 16变压吸附， 净化后的气体 （N _{2 :} 72v%, CO: 28v%) 进入脱 水塔 10处理后进入羰化反应器 1， 并将 0.95 v%气体 （组成： C0 ₂ 为 99.8v%) 排 放至界区外进行处理。

加氢反应器 17 (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-801T)。

工业级 ¾(纯度为 99.9v% ) 和来自高压气液分离器 21的循环气 （组成： 氢 气 96v%，甲垸 0.05v%，氮气 0.02v%,一氧化碳 0.02v%,甲醇 3v%,其它 0.91 v%) 经加氢循环压缩机 25压缩后与来自 DMO精熘塔 6塔釜的草酸二甲酯（99.9%wt) 汇合后进入加氢板式反应器 17的出口换热器 Π 20预热至 175 °C后，首先从加氢反 应器 17的顶部进入，然后经径向流动方式进入催化� ��床层进行加氢反应（催化剂 床层热点温度 190°C， 反应压力为 3.0MPa， 液时空速为 2.8Kg/Kg.h); 加氢产物 从底部出料后进入出口换热器 Π20换热后进入高压气液分离器 21，在此进行气液 分离。

开工初期， 经出口换热器 Π20的物料进入开工加热器 19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。

加氢反应器 17板片组固定腔冷媒为水介质。来自系统外的� ��制水进入汽包 II 18补充进水， 汽包 II 18中的水进入加氢反应器 17中板片组固定腔与催化剂床层 进行热交换， 移出反应产生的热量， 加热后的水为汽液混合物， 进入汽包 II进行 气液分离， 产生的低压饱和蒸汽送往界区外低压蒸汽管网 进行回收利用。

加氢产物经高压气液分离器 21分离后，气相大部分作为循环气进入加氢循� �� 压缩机 25， 剩余不凝气 （气体占比 1.2 v%) 进入低压气液分离器 26， 高压气液 分离器 21引出的液相（甲醇 :50.1wt%， 乙二醇 :48.55 wt%， 乙醇酸甲酯: 0.06 wt %， 乙醇: 0.39wt%， BDO:0.12 wt%, 其它 0.78wt%) 进入甲醇分离塔 22中进行分 离。 低压气液分离器 26分离的液相进入甲醇分离塔 22中进行分离， 气相经甲醇 吸收罐 27 (内径 160mm， 高度 900mm)进一步脱除甲醇后， 其中的气相 （组成： 氢气 97v%， 甲垸 0.15v%， 氮气 0.06v%， 一氧化碳 0.27v%， 其它 2.52 v%)进入 膜分离器 28进行回收利用。 经过膜分离器分离后的氢气（纯度为 99.9v%)经出 口换热器 Π预热后进入加氢板式反应器 17，只有少部分富甲垸等不凝气作为驰放 气排出界外进行再回收。

甲醇分离塔 22 (内径： 50mm， 高为 2600mm， 理论板数为 25块， 内装高效 规整填料， 塔顶温度为 50.82°C， 塔釜温度为 171°C， 塔顶绝对压力为 90kPa)中， 物料在第 12块塔板处进料， 塔顶不凝气进入甲醇吸收罐 27处理后进入膜分离器 28， 塔顶回流比 1.6， 塔顶出料 （99.9 wt %的甲醇， 0.1wt%其它低沸点成分） 采 出后分别进入甲醇洗涤塔 7和 NO回收塔 13; 甲醇分离塔 22塔釜重组分（组成： 96wt%乙二醇， 0.12 wt%乙醇酸甲酯， 2.68 wt%1.2-BDO， 0.8wt%乙醇， 0.4 wt %其它组分） 进入轻组分精熘塔 23。

轻组分精熘塔 23 (内径： 50mm， 高为 4000mm， 理论板数为 40块， 内装高 效规整填料， 塔顶温度 83.8°C， 塔釜温度 146.9°C， 塔顶绝对压力 16kPa， 塔顶回 流比 50)， 塔顶引出乙醇粗产品 （98wt%乙醇， 2wt%乙醇酸甲酯） 送至界区外 进行收集处理； 塔釜重组分（97.9wt%乙二醇， 2.1 wt%1.2-BDO) 乙二醇产品塔 24中。

乙二醇产品塔 24(内径 50mm， 高度 6500mm， 塔理论板数 60块， 内装高效 规整填料， 塔顶温度 130°C， 塔釜温度为 170.rC， 塔顶绝对压力 5 kPa)中， 塔顶 回流比 98， 塔顶采出 （组分： 1， 2-BDO 为 19.79 wt %； 乙二醇为 80wt%， 其它 0.21 wt %) 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，乙二醇产品塔 24塔身侧线第 5块塔板处则采出最终产品乙二醇 (含 量为 99.99wt%)。

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