本发明涉及连续烷氧基化反应装置，具体为一种可同时实现连续烷氧基化催化反应和产物蒸馏分离的反应装置及方法。
背景技术：
环氧乙烷是乙烯的重要衍生物，它与许多含有活泼氢的有机化合物发生乙氧基化反应，其中含活泼氢的化合物称为引发剂或起始剂，包括烷基酚、天然醇、合成醇、伯胺、二胺、脂肪酸、乙二醇和聚乙二醇等。使用不同的起始剂通过乙氧基化反应可以得到上千种重要的精细化学品，主要有乙二醇、乙二醇醚、聚氧乙烯醚、聚乙二醇、乙醇胺等，这些乙氧基化物是现代工业中非常重要的化工中间体和精细化工产品。
以醇(用roh表示)和环氧乙烷(eo)的反应为例，乙氧基化反应可表示为：
roh+eo→ro(eo)1h
ro(eo)1h+eo→ro(eo)2h
ro(eo)2h+eo→ro(eo)3h
…………
__________________
roh+neo→ro(eo)nh
以上乙氧基化反应的典型特征是：(1).为不可逆的平行-连串反应，反应将生成一系列不同环氧乙烷加成数的乙氧基化同系物；(2).反应强放热，每摩尔环氧乙烷开环放热量大约为92kj；(3).乙氧基化产物的沸点差大，一般情况下每加成一个环氧乙烷，产物的沸点增大约40℃。
在工业上，往往需要的目标产物是具有低沸点的某一个或几个加成物，其他的加成物则成为副产物或低效组分，因此，如何提高低沸点目标产物的选择性、充分利用反应热成为各种乙氧基化工艺开发和改进需要考虑的关键问题。
目前，国内外广泛应用的乙氧基化工艺包括间歇反应工艺和连续反应工 艺，间歇工艺包括传统的间歇釜式乙氧基化工艺、press循环喷雾式工艺和buss回路反应工艺，这些工艺广泛用于生产聚氧乙烯型非离子表面活性剂和聚乙二醇等高分子量乙氧基化产品。在乙醇胺和乙二醇醚等低分子量、低加成乙氧基化产品的工业化生产中，大多采用连续管式反应工艺。
中国专利92108847.7公开了一种生产乙二醇甲醚的方法，甲醇与环氧乙烷通过乙氧基化反应制备乙二醇甲醚，使用的反应器体系由一个罐状反应器其后接着有一个管状反应器组成。美国专利us3935279公开了一种生产乙二醇醚的管道连续反应工艺流程，主要由两段乙二醇醚合成及蒸馏分离组构成，其中第一段为绝热反应和产物的分离，第二段为恒温反应器和产品的蒸馏。尽管这些工艺各有利弊，但均采用先反应、后分离、未转化反应物循环的传统路线，都存在低沸点乙氧基化产物选择性低、反应热不能得到直接利用、原料起始剂和环氧乙烷的配比过大(一般大于6)，均相催化剂腐蚀设备、分离困难及废催化剂污染等问题。
反应蒸馏是上世纪80年代发展起来的一种新兴化工过程强化技术。该技术将反应和分离这两个化学工程领域中最为关键的过程耦合于同一设备单元中，成为革新传统单元操作的一项代表性技术，被认为是过程强化的先驱者。安维中等报道了催化蒸馏法合成乙二醇单甲醚的模拟研究[《化学反应工程与工艺》，2008年4月，第24卷，第2期]，该文献介绍的催化蒸馏塔的结构为：整个塔分为装有负载催化剂的规整填料的反应段和装有普通规整填料的提馏段，甲醇在反应段的顶部进料，环氧乙烷在反应段的底部进料，塔全回流操作，塔釜出料。该工艺方法具有创新性，但在工程应用方面来说仍有许多不能解决的问题。首先，当环氧乙烷只从一个进料口进料时，在塔内的进料处局部浓度高，这将导致更多乙氧基化副反应的发生和更多副产物的生产；其次，该方法中环氧乙烷在反应段的单程转化率达到100％，这只是一种理想情况，事实上存在催化失活等原因，环氧乙烷的单程转化率不能达到100％时，此时环氧乙烷将在塔的顶部累积，将进而影响塔正常操作；再次，由于反应物和产物的沸点差大，反应蒸馏塔内沿塔温度跨度大，塔釜温度远高于反应段温度，致使加热介质操作温度高，负荷大，系统能耗高。
技术实现要素：
本发明的一个主要目的在于克服上述现有技术的至少一种缺陷，提供一种连续烷氧基化反应装置，包括一蒸馏塔，所述蒸馏塔包括反应段和提馏段；反应段用于供起始剂和环氧烷烃进行反应，在所述反应段设置有一起始剂进料口和至少一个环氧烷烃进料口，其中所述起始剂进料口位于所述至少一个环氧烷烃进料口的上方；提馏段位于所述反应段的下方，用以将反应产物与未转化的反应物分离。
根据本发明的一实施方式，在所述反应段的上方还设置有第一回流通路，以使未转化的反应物重新进入所述反应段参与反应。
根据本发明的另一实施方式，在所述反应段设置有第二液相进口，所述第二液相进口与所述第一回流通路相连通。
根据本发明的另一实施方式，所述蒸馏塔包括自上而下依次连通的塔顶、所述反应段、所述提馏段和塔底；在所述塔顶的顶部设置有气相出口，在所述塔顶的侧壁上设置有回流进口，所述气相出口与所述回流进口相连通形成所述第一回流通路；所述第二液相进口设置于所述反应段高度的1/3～2/3处。
根据本发明的另一实施方式，在所述提馏段设置有第二回流通路，在所述第二回流通路上设置有加热器。
根据本发明的另一实施方式，所述第二回流通路设置于所述提留段高度的1/3～2/3处。
根据本发明的另一实施方式，在所述提馏段的下方设置有第三回流通路，在所述第三回流通路上设置有再沸器。
根据本发明的另一实施方式，所述蒸馏塔为板式塔。
本发明进一步提供了一种连续烷氧基化反应工艺，所述烷氧基化反应在一蒸馏塔内进行，所述蒸馏塔包括反应段以及位于所述反应段下方的提馏段，所述工艺包括：
使起始剂与环氧烷烃在所述反应段进行烷氧基化反应，其中所述环氧烷烃通过至少一个进口进入所述反应段；以及
所得反应产物自所述反应段进入所述提馏段进行分离提纯。
根据本发明的一实施方式，在所述反应段设置有催化剂，所述起始剂与环氧烷烃于所述催化剂逆流接触，并发生反应。
根据本发明的另一实施方式，在所述反应段上方设置有第一回流通路， 所述反应段中部分未转化的反应物通过所述第一回流通路重新进入所述反应段参与反应，其余未转化的反应物与所述反应产物一同进入所述提馏段。
根据本发明的另一实施方式，在所述反应段设置有第二液相进口，所述第二液相进口与所述第一回流通路相连。
根据本发明的另一实施方式，在所述提馏段设置有第二回流通路，在所述提馏段的下方设置有第三回流通路，所述提馏段中的未转化的反应物通过所述第二回流通路或所述第三回流通路重新进入所述反应段参与反应。
本发明的连续烷氧基化反应装置及工艺，从工程方面提高了低沸点乙氧基化产物的高选择性，通过在蒸馏塔设置多个环氧烷烃进料口，确保了环氧烷烃在反应段中的浓度分布均匀，减少高沸点乙氧基化产物的生成，保证了尽可能高的低沸点乙氧基化目标产物的选择性。
本发明一实施方式的连续烷氧基化反应装置，通过在反应段的中部设置一个塔顶物料第二液相进口，保证了环氧烷烃的转化率。本发明另一实施方式的连续烷氧基化反应装置，通过在提馏段的中部设置一个中间加热器，使反应蒸馏塔的塔底再沸器的能耗得到降低。
附图说明
通过结合附图考虑以下对本发明的优选实施例的详细说明，本发明的各种目标、特征和优点将变得更加显而易见。附图仅为本发明的示范性图解，并非一定是按比例绘制。在附图中，同样的附图标记始终表示相同或类似的部件。其中：
图1为本发明一实施方式的连续烷氧基化反应装置的结构示意图。
具体实施方式
体现本发明特征与优点的典型实施方式将在以下的说明中详细叙述。应理解的是本发明能够在不同的实施方式上具有各种的变化，其皆不脱离本发明的范围，且其中的说明及图示在本质上是当作说明之用，而非用以限制本发明。
如图1所示，本发明一实施方式的连续烷氧基化反应装置，包括反应蒸馏塔10，反应蒸馏塔10包括反应段ⅰ和提馏段ⅱ。反应段ⅰ用于供起始剂和环氧烷烃进行反应，同时还可通过蒸馏作用使生成的重组分离开反应区， 在反应段ⅰ设置有起始剂进料口11和至少一个环氧烷烃进料口12，其中起始剂进料口11位于环氧烷烃进料口12的上方；提馏段，用以将反应产物与未转化的反应物分离。其中，反应产物重组分可通过塔底采出，起始剂通过蒸馏作用重新回到反应段ⅰ继续反应。
本发明进一步提供了一种利用上述装置进行的连续烷氧基化反应工艺，该烷氧基化反应在反应蒸馏塔10内进行，其中所述工艺包括：使起始剂与环氧烷烃在反应段ⅰ进行烷氧基化反应，环氧烷烃通过至少一个进口进入蒸馏塔10；所得反应产物自反应段ⅰ进入提馏段ⅱ进行分离提纯。
环氧烷烃的开环反应以及相类似的反应均可在本发明的连续烷氧基化反应装置中进行，环氧烷烃例如可以是环氧乙烷、环氧丙烷、或者环氧乙烷与环氧丙烷的混合物。下面以环氧乙烷的反应为例，对本发明的连续烷氧基化反应装置及工艺进行详细的说明。本发明的连续烷氧基化反应装置及工艺可用于低加成乙氧基化产物的生产，如乙二醇单醚类产品的生产。
本发明的反应蒸馏塔10可以是填料塔，也可以是板式塔。在环氧乙烷的反应中，优选为板式塔，以便于催化剂21的放置和中间加热器61中液相物料的采出，塔板结构可以是错流式塔板、逆流式塔板或喷射式塔板，优选为喷射式塔板。所采用的催化剂21可以为固体多孔催化剂，催化剂21可放置在反应段ⅰ的塔板上，且放置方式不受限制。
根据功用，可将反应蒸馏塔10内部可划分为塔顶101、反应段ⅰ、提馏段ⅱ和塔底102，四者自上而下依次设置并相连通，用于催化反应的固体催化剂设置于反应段ⅰ，以使起始剂与环氧乙烷能够在此进行反应，反应段与提馏段的高度的优选比值为2:1。反应段ⅰ位于提馏段ⅱ的上方，在反应段ⅰ的侧壁上可开设起始剂进料口11和环氧烷烃进料口12，环氧烷烃进料口12的数目可以是一个，也可以是多个，例如四个，多个环氧烷烃进料口12可沿反应蒸馏塔10的高度方向均匀设置。起始剂进料口11位于环氧烷烃进料口12的上方，以便于起始剂与自下而上的环氧乙烷汇合于催化剂21，并在催化剂21的作用下发生反应。例如起始剂进料口11可位于接近塔顶101的位置。
起始剂进料口11与起始剂供给装置(图中未显示)可通过进料管31相连通，在进料泵32的作用下，起始剂可通过进料管31进入反应蒸馏塔10。 与环氧乙烷反应的起始剂可以为分子量小的含活泼氢的有机化合物，例如甲醇、乙醇、丙醇、丁醇、丙烯醇或丁烯醇。
环氧烷烃进料口12与环氧乙烷供给装置(图中未显示)可通过进料管41相连通，在进料泵42的作用下，环氧乙烷可通过进料管41进入反应蒸馏塔10。多个环氧烷烃进料口12的存在，可使环氧乙烷在反应段ⅰ的浓度保持均匀，避免了反应蒸馏塔10内进料口附近环氧乙烷的局部浓度过高，减少了副产物的生成。
在反应蒸馏塔10反应段ⅰ的上方可设置气相出口13和塔顶冷凝液液相的回流进口14，气相出口13例如可以开设于塔顶101的顶部，以便于气相物料的逸出。回流进口14可开设于塔顶101的最上部侧壁上，并可高于起始剂进料口11。气相出口13与回流进口14可通过设置在反应蒸馏塔10外部的管道相连通，形成第一回流通路50。进一步地，可在第一回流通路50上依次设置冷凝器51、回流罐52以及回流泵53。
作业时，沸点高的起始剂可在进料泵32的作用下自接近塔顶101的起始剂进料口11进入反应蒸馏塔10的反应段ⅰ，沸点低的环氧乙烷可在进料泵42的作用下经由控制阀分配流量后从多个环氧烷烃进料口12进入反应蒸馏塔10的反应段ⅰ。起始剂和环氧乙烷的进料摩尔流量比可以为例如(1～2):1。两种原料在反应蒸馏塔10的反应段ⅰ逆流接触，在固体催化剂21的作用下发生乙氧基化反应，反应温度可以为80～160℃，优选100～140℃，塔的操作压力以绝压计可以为0.1～1.0mpa。
反应段ⅰ内部分未转化(未参与反应)的原料以气态的形式自气相出口13进入第一回流通路50，经冷凝器51的循环水冷却冷凝后进入回流罐52，并在回流泵53的作用下，自回流进口14作为塔的液相回流进入反应蒸馏塔10。进一步地，还可在反应段ⅰ的侧壁上开设第二液相进口15，第二液相进口15可位于起始剂进料口11的下方，例如其可位于反应段ⅰ高度h的1/3～2/3处，优选为1/2处，即第二液相进口15的位置与反应段ⅰ下端的距离可以为1/2h。具体地，例如第二液相进口15可位于反应段i下部自下而上的第3～5块塔板之间，优选为反应段i下部自下而上的第3块塔板上部。
第二液相进口15可通过管道与第一回流通路50相连通，使得第一回流通路50的回流物料可通过回流进口14、第二液相进口15进入反应蒸馏塔10， 可使塔顶冷凝液中未完全转化的环氧乙烷继续回到反应段ⅰ进行反应，以调节环氧乙烷的转化率。进一步地，可通过控制阀将回流进口14、第二液相进口15的进料量之比调整为例如1:(0.2～0.5)。无需第二液相进口15的调节作用时，可将其关闭，仅通过回流进口14来提供塔的液相回流。
在反应段ⅰ内生成的产物以及另一部分未转化的原料起始剂以液态的形式自反应段ⅰ流至提馏段ⅱ，大部分起始剂经过提馏段ⅱ分离后重新进入反应段ⅰ参与反应，反应产物通过出料口16、出料管80离开反应蒸馏塔10。上述过程可连续进行，环氧乙烷和起始剂连续进料，塔顶不出料，环氧乙烷在塔内完全转化，塔底采出乙氧基化产物和少量起始剂。
第二回流通路60设置于反应蒸馏塔10的外部，其可位于提馏段ⅱ的外部，例如其可位于提馏段ⅱ高度的1/3～2/3处。具体地，可在提馏段ⅱ中段附近的侧壁上开设液相出口17、气相进口18，气相进口18位于液相出口17的上方。液相出口17可通过设置于反应蒸馏塔10外部的管道与气相进口18相连通，形成第二回流通路60，在第二回流通路60上还可设置加热器61。未转化的液相原料通过液相出口17进入第二回流通路60，经加热器61加热汽化后，形成气相原料，并自气相进口18进入反应蒸馏塔10，进一步通过提馏段ⅱ重新进入反应段ⅰ参与反应。具体地，液相出口17可开设于塔底102以上的第3块塔板上，气相进口18可开设于塔底102以上的第4块塔板上，加热器61的可位于反应蒸馏塔10外、自塔底102以上的第3～5块塔板处。
进一步地，可在塔底102的侧壁上开设第二气相进口19，第二气相进口19可通过设置于反应蒸馏塔10外部的管道与出料口16相连通，形成第三回流通路70，在第三回流通路70上可设置再沸器71。未转化的液相原料可进一步通过出料口16进入第三回流通路70，经再沸器71加热汽化后，形成气相原料，并自气相回流进口19重新进入反应蒸馏塔10，进一步通过提馏段ⅱ重新进入反应段ⅰ参与反应。出料口16例如可以设置于塔底102的底部，以便于产物的收集。
本发明一实施方式的连续烷氧基化反应装置及工艺，采用反应蒸馏的过程强化技术，可在一个反应蒸馏塔内同时实现乙氧基化催化反应和产物蒸馏分离，解决了现有技术需要采用多塔或多个反应器及多步骤才能进行的反应 和分离问题，大大简化了现有工艺流程，降低了生产成本。
本发明另一实施方式的连续烷氧基化反应装置及工艺，从工程方面提高了低沸点乙氧基化产物的高选择性。动力学数据表明，乙氧基化反应的各步加成速率基本相同，如果反应段环氧乙烷的局部浓度过高，则副产物的生成量大。通过在蒸馏塔设置多个环氧烷烃进料口，确保了环氧烷烃在反应段中的浓度分布均匀，减少高沸点乙氧基化产物的生成，保证了尽可能高的低沸点乙氧基化目标产物的选择性。
本发明另一实施方式的连续烷氧基化反应装置及工艺，从工程方面提高了环氧乙烷的转化率。众所周知，环氧乙烷是一种高危化学品，易然易爆有毒，工程上一般要求环氧乙烷在塔内尽可能完全转化。采用本发明另一实施方式的装置及工艺，即使进料的环氧乙烷在反应段没有转化完全，也能够从第二液相进口15进入反应段ⅰ继续反应，确保环氧乙烷在塔内形成循环并转化完全，不出现低沸点环氧乙烷在塔顶部累积问题。
本发明另一实施方式的连续烷氧基化反应装置及工艺，反应段ⅰ中乙氧基化反应产生的大量反应热可全部用于塔内液体的汽化，不需要从反应蒸馏塔中移出反应热，实现了反应热的最大直接利用。
本发明另一实施方式的连续烷氧基化反应装置及工艺，从工程方面降低了蒸馏塔塔的操作费用，针对蒸馏塔10内反应物和乙氧基化产物的沸点差比较大、沿塔温度跨度大、塔底温度远高于反应段温度的问题，通过在提馏段ⅱ设置加热器61，采用温度更低的加热介质，可降低高品位再沸器71的加热介质的用量，进而降低再沸器71的能耗，节省了系统的操作费用。
具体地，加热器61的加热温度可以为120～160℃，再沸器71的加热温度可以为160～220℃，由于加热器61所设位置对应的塔内温度可以比再沸器71的位置对应的塔底的温度低40～80℃，对应的提供给中间加热器的外部加热介质的温位和等级也相应低，加热器61的负荷可以是再沸器71的0.1～0.5，例如0.2，依此可降低塔底再沸器高品位加热介质的用量，从而达到节能的目的。加热器61所设位置对应的塔内温度可以比再沸器71的位置对应的塔底的温度低40～80℃。
本发明另一实施方式的连续烷氧基化反应装置及工艺，通过第二回流通路60的液相原料和通过第三回流通路70的液相原料的摩尔流量比可以为 1:(3～5)。加热器61的负荷可以是再沸器71的0.1～0.5，例如0.2。第二回流通路60和第三回流通路70的存在可使原料在蒸馏作用下重新返回到反应段ⅰ继续反应，从而确保其具有高的转化率。
本发明另一实施方式的连续烷氧基化反应装置及工艺，从工程方面降低了蒸馏塔塔的操作费用，针对蒸馏塔10内反应物和乙氧基化产物的沸点差比较大、沿塔温度跨度大、塔底温度远高于反应段温度的问题，通过在提馏段ⅱ的第二回流通路60设置加热器61，采用温度更低的加热介质，可降低高品位再沸器71的加热介质的用量，这将降低系统的操作费用，同时提高了系统的热力学效率。
以下，结合附图及具体实施例对本发明的连续烷氧基化反应装置及工艺做进一步说明。
实施例1
以环氧乙烷和甲醇为原料，合成乙二醇单甲醚
所用反应蒸馏塔10的设备和结构参数为：反应蒸馏塔10的内径为0.5m，总塔板数为16块塔板(自上而下排序，不包括冷凝器和再沸器)。其中反应段ⅰ包括11块塔板，提馏段ⅱ包括5块塔板，起始剂进料口11设置于第1块塔板上方，四个环氧烷烃进料口12分别设置于第3、5、9、11块塔板上，回流进口14设置于第1塔板上方，第二液相进口15设置于第7块塔板上方，液相出口17设置于第15块塔板上，气相进口18设置于第14块塔板上。
塔的操作条件和工况为：甲醇进料流量为4.5kmol/h，环氧乙烷的总流量为4.5kmol/h，分四股等流量进入反应段ⅰ，甲醇和环氧乙烷的进料摩尔流量比为1:1。塔的操作压力为0.4mpa(以绝对压力计)，塔顶101的温度为104℃，反应段ⅰ平均温度为118℃，塔底102的温度为162℃；冷凝器负荷为1.78gj/h，再沸器71的再沸比为5.0，热负荷为1.24gj/h，加热器61采出液体流量为12.0kmol/h，热负荷为0.35gj/h，塔顶蒸汽用循环水冷却，塔底加热温度为190℃，加热器61的加热温度为150℃；塔顶回流罐52向回流进口14和第二液相进口15分配的液体流量摩尔比为1:0.2。
运行1.5小时，塔操作稳定，塔内各测温点温度读数稳定，从塔底排出的产物中取出样品，冷却后用色谱对其组成进行分析。
分析检测结果为：塔底产品摩尔组成为：未检测到环氧乙烷，甲醇3.80％，乙二醇单甲醚93.30％，二乙二醇单甲醚2.90％，未检测到三乙二醇单甲醚及更高加成数的乙氧基化产物。经计算得，环氧乙烷转化率100％，甲醇转化率96.20％(摩尔计)，乙二醇单甲醚对环氧乙烷的选择性为93.30％。
实施例2
以环氧乙烷和无水乙醇为原料，合成乙二醇单乙醚
蒸馏塔的设备结构参数与实施例1相同。
塔的操作条件和工况为：无水乙醇进料流量为0.50kmol/h，环氧乙烷的总流量为0.50kmol/h，四股进料等流量分配，乙醇和环氧乙烷的进料摩尔比为1:1。塔的操作压力为0.25mpa(以绝对压力计)，塔顶101的温度为101℃，反应段ⅰ平均温度为110℃，塔底102的温度为160℃，冷凝器负荷为2.35gj/h，再沸器71的再沸比为7.0，热负荷为2.273gj/h，加热器61的采出液体流量为12.0kmol/h，热负荷为0.35gj/h，塔顶蒸汽用循环水冷却，再沸器71用190℃导热油加热，加热器61用140℃导热油加热，塔顶回流罐52不采出产品，回流进口14和第二液相进口15液体流量的摩尔比为1:0.2。
运行1.5小时，塔操作稳定，塔内测温点各温度读数稳定，从塔底排出的产物中取出样品，冷却后用色谱对其组成进行分析。
分析检测结果为：塔底产品摩尔组成为：未检测到环氧乙烷0％，无水乙醇4.20％，乙二醇单乙醚92.80％，二乙二醇单乙醚3.00％，未检测到三乙二醇单乙醚及更高加成数的乙氧基化产物。经计算得，环氧乙烷转化率100％，乙醇转化率95.8％(摩尔计)，乙二醇单乙醚对环氧乙烷的选择性92.80％(摩尔计)。
实施例3
以环氧乙烷和正丁醇为原料，合成乙二醇单丁醚
塔的设备参数与实例相同。
塔的操作条件是：正丁醇进料流量为8.0kmol/h，环氧乙烷的总流量为8.0kmol/h，四股进料等流量分配，正丁醇和环氧乙烷的进料摩尔比为1:1。塔的操作压力为0.25mpa(以绝对压力计)，塔顶101的温度为130℃，反应 段平均温度为140℃，塔底102的温度为200℃，冷凝器负荷为3.22gj/h，再沸器71的再沸比为6.0，热负荷为2.87gj/h，加热器61的采出液体流量为15.0kmol/h，热负荷为0.60gj/h，塔顶蒸汽用循环水冷却，再沸器71加热采用220℃导热油，加热器61采用160℃导热油，塔顶回流罐52不采出产品，回流进口14和第二液相进口15液体流量的摩尔比为1:0.2。
运行1.5小时，塔操作稳定，塔内测温点各温度读数稳定，从塔底排出的产物中取出样品，冷却后用色谱对其组成进行分析。
分析检测结果为：塔底产品摩尔组成为：未检测到环氧乙烷，正丁醇5.79％，乙二醇单丁醚90.40％，二乙二醇单丁醚3.81％，未检测到三乙二醇单丁醚及更高加成数的乙氧基化产物。经计算得，环氧乙烷转化率100％，正丁醇的转化率94.21％，乙二醇单丁醚对环氧乙烷的选择性90.40％。
本发明利用了反应蒸馏的过程强化手段，可使环氧烷烃完全消耗，低沸点乙氧基化产品的选择性达到90％以上，具有能耗低、对设备和管道腐蚀小和经济效益高的优点。
除非特别限定，本发明所用术语均为本领域技术人员通常理解的含义。
本发明所描述的实施方式仅出于示例性目的，并非用以限制本发明的保护范围，本领域技术人员可在本发明的范围内作出各种其他替换、改变和改进，因而，本发明不限于上述实施方式，而仅由权利要求限定。