一种大型化合成气制备乙二醇的系统及方法与流程
本发明涉及一种H2和CO合成气制乙二醇的方法，尤其涉及的是一种大型化合成气制备乙二醇的系统及方法。
背景技术：
国内外合成气制乙二醇工艺路线的催化剂制备、工艺包设计、工程化实施、工艺操作指标等已逐渐趋于成熟，但在合成气制乙二醇装置大型化、降低工程投资、节能降耗、进一步提高产品质量等方面存在诸多问题。
现在已实施的列管式羰化反应器及加氢反应器限制了乙二醇大型化的发展。
现有列管式羰化反应器现状：目前已投运现在运行及设计中的羰化反应器均为管式反应器，草酸二甲脂的生产规模为5×104tDMO/a、7.5×104tDMO/a、10×104tDMO/a、12.5×104tDMO/a、20×104tDMO/a，国内单套最大草酸二甲脂装置(20×104tDMO/a)的反应器的规格已选到φ6000×17793、H催＝8000的规格，给运输、安装、运行等方面带来诸多问题，管式反应器已限制大型化发展步伐。
已投运的管式反应器床层阻力在0.12-0.15MPa，按照循环气量7025.2Nm3/tDMO、压力0.135MPa压降计算，每生产1吨DMO需要循环机的电耗为186.19KW.h/tDMO；
水路采用强制循环造成上部移热能力差，强制循环倍率一般在6-8倍，按照循环倍率8计算，则上部催化剂管的外围热水夹汽率在12.5％(1/8×100％)，上部催化剂管外围水夹汽率非常高，导致上部催化剂管移热能力差；
羰化反应为秒级反应，反应主要集中在催化剂管上部反应，下部起平衡作用，而上部水侧夹汽率高，影响床层移热功能。气侧热量传递到水侧的过程中，气侧与水侧的△t直接影响传热效果，在同样的传热系数K前提下，则△t越小，则传热能力越差，也就是说管式反应器看似换热面积大，而起到移走床层热量主要依靠催化剂管上部的换热面积，而下部由于△t变小，移走催化剂床层热量较少；
全厂突然停电时，水路切换到自然循环不及时，由于反应热量集聚，催化剂床层超温，亚硝酸脂发生热分解，极易造成爆炸事故，这也是部分厂家羰化反应发生爆炸的主要原因之一；
催化剂原始装填时，通过测压降确保每一个催化剂管阻力相同，但氢化或投运一段时间后，催化剂管中的催化剂下沉高度及密度不一样，则每一个催化剂床层阻力有区别，势必造成每一个催化剂床层气量不一样，带来催化剂利用率降低；
管式反应器难以消除管与壳体之间的热应力，国内单台最大的羰化反应器(φ6000×17793反应器，催化剂床层高度达8000mm)，初期开停车波动较大，因为应力问题造成羰化反应器泄露；
部分新装置，由于人员对羰化反应中亚硝酸脂热分解认识不够，催化剂装填与管板上表面平齐，初期试车时，发生压下酸脂热分解，管板被烧穿，被迫更换新反应器；
目前在建的50×104tEG/a的羰化反应为2个系列、管式羰化反应器由8台组成，不仅占地面积大、工程造价高，易造成气体偏流，操作难度大。
现有列管式加氢反应器现状：加氢催化剂中试时，加氢反应器催化剂换热管选择φ25或φ32规格。实施工业化装置时，软件包技术商为了实现催化剂装填量大及床层阻力低等目标，已经将催化剂管放大到φ45～φ70之间，选用大管径的催化剂换热管虽然满足了催化剂装填量大及床层阻力低的目的，但带来的是氢酯比高、循环量大、管壁温度低(部分催化剂存在“冷壁效应”)，势必造成运行能耗高，催化剂出力率低，工程难以大型化等缺点。目前已投运及设计中的列管式加氢反应器均为管式反应器，单台乙二醇反应器生产规模为2.5×104tEG/a、5×104tEG/a、10×104tEG/a，大部分10×104tEG/a规模乙二醇加氢装置采用两个以上列管式加氢反应器并联运行。国内仅有一套10×104tEG/a乙二醇加氢装置加氢反应器为单台，规格已选到φ6800，催化剂管高度达10000mm，给运输、安装、运行等方面带来诸多问题，因催化剂床层阻力过大无法运行，造成投资几十亿的固定资产闲置，管式反应器已限完全制合成气制乙二醇大型化发展步伐。
目前在建的50×104tEG/a的加氢反应为2个系列、列管式加氢反应器由8台组成，采取单系列4台并联，由于加氢反应易结焦及催化剂易粉化，造成反应器及反应器中每一根催化剂管阻力不同，则会出现气体偏流，催化剂床层局部超温、副反应物高、催化剂利用率低，精馏分离工序蒸汽消耗高以及操作难度大等现象；
已投运的管式加氢反应器床层阻力在0.25-0.35MPa，按照循环气量30438.8Nm3/tEG、压力0.30MPa压降计算，每生产1吨EG需要循环机的电耗为132.98KW.h/tEG；
水路采用强制循环造成上部移热能力差，强制循环倍率一般在6-8倍，按照循环倍率8计算，则上部催化剂管的外围热水夹汽率在12.5％(1/8×100％)，上部催化剂管外围水夹汽率非常高，导致上部催化剂管移热能力差；
全厂突然停电时，水路切换到自然循环不及时，反应热量集聚，催化剂床层超温，极易造成催化剂床层结焦，进一步加大催化剂床层阻力。
装置系列数现状：国内已投运最大乙二醇装置为30×104tEG/a，而实际为三套20×104tDMO/a羰化系列(单套羰化反应器为两台DN4600列管式反应器并联)，三套10×104tEG/a加氢系列(单套加氢反应器为两台DN4200列管式反应器并联)，两套15×104tEG/a精馏分离装置。占地面积大，至少浪费60％以上土地。由于羰化、加氢催化剂床层温度高，副反应物多，乙二醇精馏分离装置蒸汽消耗高达9～11t/tEG。
国内已投运20×104tEG/a乙二醇装置均为两套20×104tDMO/a羰化系列(单套羰化反应器为两台DN4600列管式反应器并联)，两套10×104tEG/a加氢系列(单套加氢反应器为两台DN4200列管式反应器并联)，两套10×104tEG/a精馏分离装置。
国内外合成气制乙二醇装置没有真正意义上实现装置大型化，装置系列数多、工程投资大、管理难度大、运行能耗高、运行费用高、乙二醇产品合格率低，不能够完全取代石油路线的乙二醇。
技术实现要素：
本发明的目的在于克服现有技术的不足，提供了一种大型化合成气制备乙二醇的系统及方法，实现低能耗的大型化制备乙二醇。
本发明是通过以下技术方案实现的，本发明一种大型化合成气制备乙二醇的系统，包括酯化塔、羰化反应器、甲醇精馏洗涤塔、草酸二甲酯精馏塔、加氢反应器、乙二醇精馏装置、乙二醇精制塔；所述甲醇精馏洗涤塔的气体出口连接至酯化塔的气体进口，所述酯化塔的反应后重组分输送到所述羰化反应器，酯化塔的残液排出，所述羰化反应器的气体进口连接所述酯化塔的气体出口，所述甲醇精馏洗涤塔的气体进口连接羰化反应器的气体出口，所述羰化反应器反应后的重组分输送到甲醇精馏洗涤塔，所述甲醇精馏洗涤塔反应后的重组分输送到草酸二甲酯精馏塔，所述草酸二甲酯精馏塔的出料口的草酸二甲酯加热汽化后连接所述加氢反应器的气体进口，所述加氢反应器的出料口连接乙二醇精馏装置，所述加氢反应器的气体出口排出，所述乙二醇精制塔连接乙二醇精馏装置的出料口，所述乙二醇精馏装置的气体出口连接到酯化塔，所述乙二醇精馏装置的废液排出。
所述系统还包括废液处理装置和尾气处理装置，所述酯化塔的气体进口连接废液处理装置的气体出口，酯化塔的残液排入废液处理装置，乙二醇精馏装置的废液排放至废液处理装置，甲醇精馏洗涤塔的气体出口一部分连接至废液处理装置，所述加氢反应器的气体出口连接到尾气处理装置，所述乙二醇精馏装置的废液排放至废液处理装置。废液处理装置和尾气处理装置都是乙二醇装置的辅助工序。
所述乙二醇精馏装置包括脱甲醇塔、脱轻塔、脱乙醇塔、乙二醇精馏塔和乙二醇回收塔；所述脱甲醇塔的物料进口连接加氢反应器的出料口，所述脱轻塔的物料进口连接脱甲醇塔的塔釜物料出口，所述脱轻塔的塔釜物料出口连接脱乙醇塔的物料进口进行减压蒸馏，所述脱乙醇塔的塔釜物料出口连接乙二醇精馏塔，所述乙二醇精馏塔的塔釜物料出口得到乙二醇，所述乙二醇精馏塔的塔顶物料出口和脱乙醇塔的塔顶物料出口分别连接乙二醇回收塔。
一种制备乙二醇的方法，包括以下步骤：
(1)酯化工序：甲醇与一氧化氮、氧气的反应生成亚硝酸脂；
(2)羰化工序：将反应得到的亚硝酸脂与一氧化碳发生耦合生成草酸二甲脂及碳酸二甲脂；
(3)羰化合成气分离工序：将草酸二甲脂、碳酸二甲脂与亚硝酸甲脂、一氧化碳、氮气、一氧化氮、氧气精馏分离；
(4)草酸二甲脂分离工序：再将草酸二甲脂和碳酸二甲脂完成精馏分离；
(5)加氢工序：将草酸二甲脂与氢气反应生成乙二醇、甲醇、乙醇、1.2-丁二醇、乙醇酸甲酯；
(6)乙二醇精馏工序：将乙二醇完成精馏分离；
(7)乙二醇精制工序：再将乙二醇中微量杂质进一步转化为乙二醇或脱除，提高乙二醇纯度，得到高纯度乙二醇。
所述方法还包括以下步骤：
(8)废液处理工序：利用硝酸与一氧化氮反应生成二氧化氮处理酯化反应的残液，使废水中硝酸质量含量小于0.1％；
(9)尾气处理工序：收集反应中的废气，加热分解达到排放标准。
所述酯化工序中，羰化合成气分离工序排放的部分气体和氧气混合进入酯化工序，硝酸还原工序处理后的气体也进入酯化工序，与甲醇进行反应，生成亚硝酸脂，残液排入硝酸还原工序。
所述羰化工序中，酯化工序排放的气体进入羰化工序与亚硝酸脂进行反应，生成草酸二甲脂及碳酸二甲脂，反应排出的气体部分进入羰化合成气分离工序，部分进入尾气处理工序。
所述羰化合成气分离工序中，羰化反应的排出气体进入羰化合成气分离工序反应后，将草酸二甲脂、碳酸二甲脂作为重组分实现精馏分离，将亚硝酸甲脂、一氧化碳、氮气、一氧化氮、氧气作为轻组分排出，所述轻组分部分进入酯化工序，部分进入硝酸还原工序。
所述草酸二甲脂分离工序中，将草酸二甲脂和碳酸二甲脂分离，碳酸二甲酯作为副产物排出，草酸二甲酯送入加氢工序；所述加氢工序中，草酸二甲酯加热汽化输入到加氢工序与氢气反应生成乙二醇、甲醇、乙醇、1.2-丁二醇、乙醇酸甲酯，反应后的气体排出到尾气处理工序，反应产物送至乙二醇精馏工序。
所述乙二醇精馏工序中，将粗乙二醇制成合格乙二醇产品并送入乙二醇精制工序进行精制，同时将气体排入酯化工序，将废液排入硝酸还原工序。
本发明相比现有技术具有以下优点：
(1)本发明主要通过采用蛇管式羰化反应器、蛇管式加氢反应器、硝酸还原技术、填料与催化剂的蒸馏塔技术实现乙二醇装置大型化，减少装置系列数、减少设备台数，降低工程投资，降低副反应物生成、降低运行能耗，降低原材料消耗；
(2)20×104tEG/a乙二醇装置能力，酯化、羰化、加氢、精馏分离、硝酸还原、乙二醇精制及尾气回收工序均可实现单系列、单台设备，占地面积至少节省50％以上、工程投资降低40％以上，操作管理人员减少40％以上，运行能耗降低30％以上，真正意义上实现合成气制乙二醇装置大型化；
(3)蛇管式羰化反应器催化剂床层温度为“等温床层”,床层温度≤135℃，完全杜绝亚硝酸甲酯发生热分解反应，有效提高草酸二甲脂、碳酸二甲脂收率，确保乙二醇产品优等品达到99.8％以上，有效提高羰化反应系统操作安全性，避免因热分解引起的爆炸事故发生；
(4)蛇管式加氢反应器催化剂床层温度为“等温床层”,床层温度≤188℃，降低草酸二甲脂过度加氢反应及增碳反应，降低乙醇、1.2-丁二醇、乙醇酸甲酯副反应物生成，降低乙二醇精馏分离蒸汽消耗，同时避免加氢反应器出现结焦现象，有效延长催化剂使用寿命及操作安全性；
(5)羰化反应器及加强反应器均采用蛇管式径向气体分布技术，仅羰化、加氢反应器降低的阻力可以减少羰化及加氢循环机电耗为400KW.h/tEG以上；
(6)采用催化剂精馏技术对乙二醇进一步精制，采用对羰化反应后气体进行甲醇洗涤精馏技术，采用蛇管反应器减少副反应物生成，乙二醇精馏装置热能阶梯式利用等技术，本发明的合成气制乙二醇大型化装置总的蒸汽消耗≤4.5t/tEG，比已投入运行的乙二醇装置每吨乙二醇至少节省蒸汽消耗4.5～6.5t/tEG以上；
(7)采用硝酸还原技术对酯化塔排除残液中的硝酸进行再利用，硝酸还原塔排出废水中硝酸含量由原来的0.5～1.5％降低到0.1％以下，有效降低硝酸、氢氧化钠原料消耗，同时实现废水达标排放，更是酯化反应生成亚硝酸甲酯的一个补充，合成气制乙二醇大型化装置采取硝酸还原技术一举多得；
(8)对酯化工序、羰化工序、加氢工序、精馏分离工序及硝酸还原工序的系统热能全部采取阶梯式利用，有效降低冷却水消耗，冷却水消耗比传统乙二醇装置降低150t/tEG(含冷冻盐水消耗)以上；
(9)本发明的合成气制乙二醇大型化技术从降低运行能耗、降低管理费用及降低财务成本都方面，乙二醇综合成本价在3100元/tEG左右，至少比现有乙二醇装置综合成本降低900元/tEG以上；
(10)本发明的合成气制乙二醇大型化技术解决了合成气制乙二醇大型化难题，设备易于放大，每个工序均为单系列单台设备设计工况下，乙二醇单系列产能≥20×104tEG/a，真正意义上实现了合成气制乙二醇的大型化。
附图说明
图1是本发明的工艺流程图；
图2是酯化塔的结构示意图；
图3是蛇管式羰化反应器的结构示意图；
图4是甲醇精馏洗涤塔的结构示意图；
图5是草酸二甲酯精馏塔的结构示意图；
图6是蛇管式加氢反应器的结构示意图；
图7是脱甲醇塔的结构示意图；
图8是脱轻塔的结构示意图；
图9是脱乙醇塔的结构示意图；
图10是乙二醇精馏塔的结构示意图；
图11是乙二醇回收塔的结构示意图；
图12是乙二醇精制塔的结构示意图；
图13是硝酸还原塔的结构示意图；
图14是尾气回收塔的结构示意图。
具体实施方式
下面对本发明的实施例作详细说明，本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例。
如图1所示，本实施例包括酯化工序、羰化工序、羰化合成气分离工序、草酸二甲脂分离工序、加氢工序、乙二醇精馏工序、乙二醇精制工序、废液处理工序、尾气处理工序，以上各工序及主要设备均为单系列单台，真正意义上实现合成气制乙二醇大型化。
具体制备乙二醇的步骤如下：
(1)酯化工序：在酯化塔内完成甲醇与一氧化氮、氧气的反应生成亚硝酸脂；
(2)羰化工序：在羰化反应器内将反应得到的亚硝酸脂与一氧化碳发生耦合生成草酸二甲脂及碳酸二甲脂；
(3)羰化合成气分离工序：在甲醇精馏洗涤塔内将草酸二甲脂、碳酸二甲脂与亚硝酸甲脂、一氧化碳、氮气、一氧化氮、氧气精馏分离；
(4)草酸二甲脂分离工序：在草酸二甲酯精馏塔将草酸二甲脂和碳酸二甲脂完成精馏分离；
(5)加氢工序：在加氢反应器内将草酸二甲脂与氢气反应生成乙二醇、甲醇、乙醇、1.2-丁二醇、乙醇酸甲酯；
(6)乙二醇精馏工序：通过脱甲醇塔、脱轻塔、脱乙醇塔、乙二醇精馏塔及乙二醇回收塔完成乙二醇精馏分离；
(7)乙二醇精制工序：在乙二醇精制塔内将乙二醇中微量杂质进一步转化为乙二醇或脱除，提高乙二醇纯度，得到高纯度乙二醇；
(8)废液处理工序：废液处理工序包括废液中硝酸还原工序和废水处理工序，利用硝酸与一氧化氮反应生成二氧化氮处理酯化反应的残液，使废水中硝酸含量小于0.1％，降低硝酸及氢氧化钠原料消耗，实现废水达标排放；
(9)尾气处理工序：收集反应中的废气，加热分解达到排放标准。
如图2所示，酯化塔包括自上而下设置的酯化上封头C2、酯化上筒体C6、酯化椎体C11、酯化下筒体C14，酯化上封头C2的顶部设置酯化塔顶出料口C1，酯化下筒体C14的底部设置酯化塔釜出料口C15，酯化上筒体C6的上部设置第一酯化进料口C3和第二酯化进料口C4，酯化上筒体C6的下部设置第三酯化进料口C7、第四酯化进料口C8、第五酯化进料口C9和第六酯化进料口C10，酯化上筒体C6内填充酯化填料C5，酯化下筒体C14内设置酯化塔板C13。
来自羰化合成气分离工序出口的气体分两股，一股进入了尾气处理工序，另一股进入酯化塔的第三酯化进料口C7与来自第四酯化进料口C8的O2混合后自下而上经过酯化填料C5，来自硝酸还原塔的气体由第六酯化进料口C10也自下而上经过酯化填料C5，在酯化填料C5层与由第一酯化进料口C3、第二酯化进料口C4的CH3OH发生如下反应：2NO+O2＝2NO2、NO+NO2＝N2O3、2CH3OH+N2O3＝2CH3ONO+H2O、CH3ONO+H2O＝CH3OH+HNO2、2NO2＝N2O4、N2O4+CH3OH＝CH3ONO+HNO3。亚硝酸脂是酯化反应所需要的产物、生成产物从酯化塔顶出料口C1抽出，同时伴有硝酸、亚硝酸及水等组成的残液，残液从酯化塔釜出料口C15抽出。酯化塔选择酯化填料C5配合酯化塔板C13的复合结构塔，酯化填料C5增加CH3OH与N2O3接触面积，完成传热、传质作用，同时完成精馏分离任务，轻组分从酯化塔顶出料口C1抽出、重组分从酯化塔釜出料口C15抽出。酯化塔板C13将残液中甲醇、硝酸进一步蒸发到酯化填料C5层参与反应，进一步降低残液中甲醇、硝酸的含量。
如图3所示，蛇管式羰化反应器包括羰化承压壳体A9、羰化上封头A5、羰化支撑平台A16、羰化下封头A17、羰化出水管A4、羰化上直管联箱A7、羰化平盖A6、羰化外气筒A10、羰化内气筒A12、羰化蛇管A11、羰化下直管联箱A13、羰化支管A14、羰化环管A15和羰化进水管A18，所述羰化出水管A4连接在羰化承压壳体A9的顶部，所述羰化上直管联箱A7分别连接羰化出水管A4的进口和羰化蛇管A11的出口，所述羰化蛇管A11沿羰化承压壳体A9的轴向分布，所述羰化下直管联箱A13的分别连接所述羰化蛇管A11的进口和羰化支管A14的出口，所述进水管连接在羰化承压壳体A9的底部，所述羰化环管A15分别连接羰化进水管A18和羰化支管A14；所述羰化上直管联箱A7和羰化下直管联箱A13结构相同，分别包括沿羰化承压壳体A9径向等角度设置的多个连接管，所述连接管垂直设置在所述羰化承压壳体A9的横截面上，所述连接管的一端连接羰化蛇管A11，另一端连接对应的管路；所述羰化上封头A5和壳体通过羰化法兰A8连接，所述羰化支撑平台A16设置在羰化下封头A17上，所述羰化下封头A17固定在壳体的底部；所述羰化上封头A5上设有羰化热电偶口A1、羰化出水口A2和羰化上气口A3，所述羰化出水管A4设置在羰化出水口A2内；所述羰化下封头A17上设有羰化下气口A20、羰化进水口A19和羰化催化剂自卸口A21；所述羰化进水管A18设置在羰化进水口A19内；所述羰化平盖A6设置在羰化上直管联箱A7的顶部，所述羰化外气筒A10沿羰化承压壳体A9的轴向设置，所述羰化内气筒A12套设在羰化外气筒A10内，所述羰化蛇管A11设置于羰化外气筒A10和羰化内气筒A12之间的空隙内，所述羰化外气筒A10和羰化承压壳体A9之间具有空隙，所述羰化上直管联箱A7和羰化下直管联箱A13分别设置在羰化外气筒A10的顶部和底部，所述羰化下直管联箱A13支撑在羰化支撑平台A16上，所述羰化出水管A4、羰化平盖A6、羰化上直管联箱A7、羰化外气筒A10、羰化蛇管A11、羰化内气筒A12、羰化下直管联箱A13、羰化支管A14、羰化环管A15、羰化进水管A18形成的空间内装填催化剂。
来自酯化塔的酯化塔顶出料口C1的气体经过分子筛干燥后进入蛇管式羰化反应器，由羰化下气口A20进入羰化内气筒A12，经过羰化内气筒A12均匀分布到催化剂床层，反应放出热量被埋在催化剂床层内部羰化蛇管A11内部水吸收，最终转化为蒸汽带出催化剂床层，反应后的气体通过羰化外气筒A10收集，最终由羰化上气口A3出羰化反应器。在钯系催化剂存在条件下，蛇管式羰化反应器内主要完成亚硝酸脂与CO发生耦合生成草酸二甲脂及碳酸二甲脂，主要反应如下：2CH3ONO+2CO＝CH3OCOCOCH3O+2NO、2CH3ONO+CO＝CH3OCOCH3O+2NO、2CH3ONO＝HCHO+CH3OH+2NO。产物碳酸二甲脂为附加值较高的副反应物，产物草酸二甲脂为乙二醇产品的中间体，甲醛为热分解的副反应物，需要控制甲醛的生成量，一氧化氮、氮气、残余的一氧化碳、氧等轻组分需要循环利用。采用大型化蛇管式反应器作为羰化反应器取代现有列管式羰化反应器。采用羰化蛇管A11为主要换热管束，羰化蛇管A11管束在轴向和径向上彻底消除热应力。采用羰化外气筒A10和羰化内气筒A12技术确保气体径向流经催化剂床层，气体流动方向与水流动方向为垂直状态。采用汽包与羰化蛇管A11管束之间的水路循环为自然循，水路循环倍率高；实现催化剂装填量多、移热能力强、催化剂床层阻力低，易于乙二醇装置大型化。
如图4所示，甲醇精馏洗涤塔包括自上而下设置的甲醇精馏上封头E2、甲醇精馏筒体E6、甲醇精馏下封头E9；甲醇精馏上封头E2的顶部设置甲醇精馏塔顶出料口E1，甲醇精馏下封头E9的底部设置甲醇精馏塔釜出料口E10，甲醇精馏筒体E6的上部设有第一甲醇精馏进料口E3和第二甲醇精馏进料口E4，甲醇精馏筒体E6的下部设有第三甲醇精馏进料口E7和第四甲醇精馏进料口E8，甲醇精馏筒体E6内装填甲醇精馏填料E5。
来自大型化蛇管式羰化反应器的羰化上气口A3的气体进入大型化甲醇精馏洗涤塔的第三甲醇精馏进料口E7，自下而上进入甲醇精馏填料E5,与第一甲醇精馏进料口E3和第二甲醇精馏进料口E4的甲醇完成洗涤及精馏任务，轻组分及甲醇精馏塔顶出料口E1抽出后去循环机增压，进入大型酯化塔及大型化硝酸还原塔进入下一循环，碳酸二甲脂、草酸二甲脂等重组分由甲醇精馏塔釜出料口E10抽出进入大型化草酸二甲脂精馏塔完成碳酸二甲脂与草酸二甲脂精馏分离。大型化甲醇精馏洗涤塔内完成草酸二甲脂及碳酸二甲脂与亚硝酸甲酯、CO、N2、NO、O2的精馏分离，采用甲醇洗涤方法将羰化合成气中重组分的草酸二甲脂及碳酸二甲脂洗涤下来，由塔釜抽出。亚硝酸甲酯、CO、N2、NO、O2的等轻组分由塔顶抽出，加压后再送入酯化工序参与下一循环反应。
如图5所示，草酸二甲脂精馏塔包括自上而下设置的草酸二甲脂上封头F2、草酸二甲脂筒体F7、草酸二甲脂下封头F9；草酸二甲脂上封头F2的顶部设置草酸二甲脂塔顶出料口F1，草酸二甲脂下封头F9的底部设置草酸二甲脂塔釜出料口F10，草酸二甲脂筒体F7的上部设有第一草酸二甲脂进料口F3和第二草酸二甲脂进料口F4，草酸二甲脂筒体F7的中部设有第三草酸二甲脂进料口F5，草酸二甲脂筒体F7的底部设有第四草酸二甲脂进料口F8，草酸二甲脂筒体F7内装填草酸二甲脂填料F6。
来自大型化甲醇精馏洗涤塔的甲醇精馏塔釜出料口E10的物料进入大型化草酸二甲脂精馏塔的第三草酸二甲脂进料口F5，与第一草酸二甲脂进料口F3和第二草酸二甲脂进料口F4的物质，在草酸二甲脂填料F6完成精馏分离任务。大型化草酸二甲精馏塔内完成草酸二甲脂与碳酸二甲脂精馏分离，碳酸二甲脂作为附加值较高的副产物，草酸二甲脂送到加氢工序进一步反应，碳酸二甲脂为轻组分从草酸二甲脂塔顶出料口F1抽出，草酸二甲脂为重组分从草酸二甲脂塔釜出料口F10抽出。
如图6所示，蛇管式加氢反应器的结构与羰化反应器相同，进出气的方向相反。来自大型化草酸二甲精馏塔的草酸二甲脂塔釜出料口F10的草酸二甲脂经过加热汽化、动力输送到大型化蛇管式加氢反应器的加氢上气口B3，由加氢上气口B3进入加氢外气筒B10，经过加氢外气筒B10均匀分布到催化剂床层，反应放出热量被埋在催化剂床层内部加氢蛇管B11内部水吸收，最终转化为蒸汽带出催化剂床层，反应后的气体通过加氢内气筒B12收集，最终由加氢下气口B20出大型化加氢反应器。铜硅系催化剂存在条件下，加氢反应器内完成草酸二甲脂与H2反应生成乙二醇及甲醇、乙醇、1.2-丁二醇、乙醇酸甲酯，主要反应：CH3OCOCOCH3O+2H2＝HOCH2COOCH3+CH3OH、HOCH2COOCH3+2H2＝HOCH2CH2OH+CH3OH、HOCH2CH2OH+H2＝CH3CH2OH+H2O、HOCH2CH2OH+CH3CH2OH＝HOCH2C(CH2CH3)HOH+H2O。乙二醇是最终产品，乙醇、1.2-丁二醇、乙醇酸甲酯为附加值较高的副产品，甲醇可以循环利用；采用蛇管式反应器作为加氢反应器取代现有列管式加氢反应器，蛇管式加氢反应器包括加氢承压壳体B9、催化剂框体和换热管束，催化剂框体和换热管束分别设置在加氢承压壳体B9内。采用加氢蛇管B11为主要换热管束，加氢蛇管B11管束在轴向和径向上彻底消除热应力。采用加氢外气筒B10和加氢内气筒B12技术确保气体径向流经催化剂床层，气体流动方向与水流动方向为垂直状态。采用汽包与加氢蛇管A11B11管束之间的水路循环为自然循，水路循环倍率高，催化剂装填量多、移热能力强、催化剂床层阻力低，易于乙二醇装置大型化。
如图7～11所示，来自加氢工序的粗乙二醇进入乙二醇精馏分离工序，乙二醇精馏分离工序通过脱甲醇塔、脱轻塔、脱乙醇塔、乙二醇精馏塔及乙二醇回收塔完成乙二醇精馏分离任务。
如图7所示，脱甲醇塔包括自上而下设置的脱甲醇上封头G2、脱甲醇筒体G6、脱甲醇下封头G8；脱甲醇上封头G2的顶部设置脱甲醇塔顶出料口G1，脱甲醇下封头G8的底部设置脱甲醇塔釜出料口G9，脱甲醇筒体G6的上部设有第一脱甲醇进料口G3，脱甲醇筒体G6的中部设有第二脱甲醇进料口G5，脱甲醇筒体G6的底部设有第三脱甲醇进料口G7，脱甲醇筒体G6内装填脱甲醇填料G4。
如图8所示，脱轻塔包括自上而下设置的脱轻上封头H2、脱轻筒体H6、脱轻下封头H8；脱轻上封头H2的顶部设置脱轻塔顶出料口H1，脱轻下封头H8的底部设置脱轻塔釜出料口H9，脱轻筒体H6的上部设有第一脱轻进料口H3，脱轻筒体H6的中部设有第二脱轻进料口H5，脱轻筒体H6的底部设有第三脱轻进料口H7，脱轻筒体H6内装填脱轻填料H4。
如图9所示，脱乙醇塔包括自上而下设置的脱乙醇上封头I2、脱乙醇筒体I7、脱乙醇下封头I9；脱乙醇上封头I2的顶部设置脱乙醇塔顶出料口I1，脱乙醇下封头I9的底部设置脱乙醇塔釜出料口I10，脱乙醇筒体I7的上部设有第一脱乙醇进料口I3和第二脱乙醇进料口I4，脱乙醇筒体I7的中部设有第三脱乙醇进料口I6，脱乙醇筒体I7的底部设有第四脱乙醇进料口I8，脱乙醇筒体I7内装填脱乙醇填料I5。
如图10所示，乙二醇精馏塔包括自上而下设置的乙二醇精馏上封头J2、乙二醇精馏筒体J6、乙二醇精馏下封头J8；乙二醇精馏上封头J2的顶部设置乙二醇精馏塔顶出料口J1，乙二醇精馏下封头J8的底部设置乙二醇精馏塔釜出料口J9，乙二醇精馏筒体J6的上部设有第一乙二醇精馏进料口J3，乙二醇精馏筒体J6的中部设有第二乙二醇精馏进料口J5，乙二醇精馏筒体J6的底部设有第三乙二醇精馏进料口J7，乙二醇精馏筒体J6内装填乙二醇精馏填料J4。
如图11所示，乙二醇回收塔包括自上而下设置的乙二醇回收上封头K2、乙二醇回收筒体K6、乙二醇回收下封头K8；乙二醇回收上封头K2的顶部设置乙二醇回收塔顶出料口K1，乙二醇回收下封头K8的底部设置乙二醇回收塔釜出料口K9，乙二醇回收筒体K6的筒体设有第一乙二醇回收进料口K4和第二乙二醇回收进料口K5，乙二醇回收筒体K6的底部设有第三乙二醇回收进料口K7，乙二醇回收筒体K6内装填乙二醇回收填料K3。
脱甲醇塔为常压精馏，主要脱除粗乙二醇中的甲醇，甲醇回收再利用，轻组分甲醇从脱甲醇塔顶出料口G1抽出，重组分从脱甲醇塔釜出料口G9抽出。
脱轻塔为减压精馏，脱轻塔顶出料口H1采出轻杂质，乙醇、水、草酸二甲酯、乙醇酸甲酯及甲醛，脱轻塔釜出料口H9出口，得到乙二醇粗产品(乙二醇及1，2-丁二醇、乙醇等)。
脱乙醇塔为减压精馏，脱轻塔塔釜物料进入脱乙醇塔进行减压精馏，脱乙醇塔顶出料口I1采出轻组分物料送至乙二醇回收塔回收部分乙二醇，脱乙醇塔釜出料口I10得到乙二醇粗产品进入乙二醇精馏塔减压精馏，乙二醇精馏塔釜出料口J9得到合格的乙二醇产品(质量分数大于等于99.8％)。脱乙醇塔顶出料口I1和乙二醇精馏塔顶出料口J1的塔顶采出轻组分进入乙二醇回收塔，回收有用的物料。
如图12所示，乙二醇精制塔包括自上而下设置的乙二醇精制上封头L2、乙二醇精制筒体L5、乙二醇精制下封头L6；乙二醇精制上封头L2的顶部设置乙二醇精制塔顶出料口L1，乙二醇精制下封头L6的底部设置乙二醇精制塔釜出料口L7，乙二醇精制筒体L5的筒体设有乙二醇精制进料口L3，乙二醇精制筒体L5内装填乙二醇精制催化剂L4。
乙二醇精制塔内将乙二醇中微量醛、酮、脂进一步转化为乙二醇或脱除，提高乙二醇纯度，采用催化精馏原理，将醛、酮、脂不同催化性能的酸性树脂催化剂放置在不同的塔板上，乙二醇精制催化剂L4是酸性树脂催化剂，即是催化剂又是精馏分离传热传质的填料，从而达到进一步提高乙二醇产品质量，乙二醇从乙二醇精制进料口L3进入，从乙二醇精制塔釜出料口L7得到进一步精制后的乙二醇产品。
如图13所示，废液处理装置为硝酸还原塔，硝酸还原塔用作废液的硝酸还原工序，硝酸还原塔包括自上而下设置的硝酸还原上封头D2、硝酸还原上筒体D7、硝酸还原椎体D10、硝酸还原下筒体D11和硝酸还原下封头D13，硝酸还原上封头D2的顶部设置硝酸还原塔顶出料口D1，硝酸还原下封头D13的底部设置硝酸还原塔釜出料口D14，硝酸还原上筒体D7的上部设置第一硝酸还原进料口D3和第二硝酸还原进料口D4，硝酸还原上筒体D7的中部设置第三硝酸还原进料口D8，硝酸还原上筒体D7的下部设置第四硝酸还原进料口D9，硝酸还原上筒体D7内交替填充硝酸还原填料D5和硝酸还原催化剂D6，硝酸还原下筒体D11内设置硝酸还原塔板D12。
硝酸还原塔内完成硝酸与NO反应生成NO2，减少废水中硝酸含量小于0.1％，降低硝酸及氢氧化钠原料消耗，实现废水达标排放，主要反应如下：NO+0.5O2＝NO2、2HNO3+NO＝2NO2+H2O、NO+NO2＝N2O3、2CH3OH+N2O3＝2CH3ONO+H2O。硝酸还原工序是乙二醇的一个处理酯化反应废水中夹带硝酸的一个环保工序，同时又是一个往酯化反应补充NO和往羰化反应补充亚硝酸脂的工序，不仅降低硝酸、氢氧化钠原料消耗，同时实现废水达标排放，同时也是酯化反应生成亚硝酸甲酯的一个补充。主要利用羰化合成气分离工序过来的轻组分(亚硝酸甲酯、CO、N2、NO、O2)与酯化塔塔釜排除残液(含有0.5～1.5％硝酸)反应，轻组分(亚硝酸甲酯、CO、N2、NO、O2)从塔顶抽出，重组分(主要是H2O，其中HNO3≤0.1％)，重组分从塔釜抽出，然后再与氢氧化钠(NaOH)进行酸碱中和反应，达标排放。
如图14所示，尾气处理装置为尾气回收塔，用于废气处理，包括自上而下设置的尾气处理上封头M2、尾气处理壳体M6、尾气处理下封头M10，尾气处理壳体M6的内部设有上管板M3和下管板M9，上管板M3和下管板M9之间设有多个平行设置的换热管M5，尾气处理壳体M6内设有多个折流板M7，所述折流板M7沿多个换热管M5的径向设置，尾气处理上封头M2的顶部设有第一尾气处理出料口M1，尾气处理壳体M6的上部设有第二尾气处理出料口M4，尾气处理下封头M10的底部设有第一尾气处理进料口M11，尾气处理壳体M6的下部设有第二尾气处理进料口M8。
尾气处理工序主要将废气中亚硝酸脂(CH3ONO)有害气体加热分解，达到环保排放或送锅炉燃烧，主要反应为：2CH3ONO＝HCHO+CH3OH+2NO。亚硝酸脂在140℃，220℃即可完全分解，发生热分解反应放出热量为3216j/gMN，对热分解放出热量采取副产蒸汽方式回收。
将本发明的大型化制备乙二醇的工艺与传统的工艺比较，具体结果如下：
表1本发明与传统乙二醇工艺系列数设置对比一览表
注：生产1吨乙二醇(EG)需要2吨草酸二甲脂(DMO)
表2本发明与传统乙二醇工艺主要设备选型对比一览
表3本发明与传统乙二醇工艺主要经济指标对比一览
表4本发明与传统乙二醇工程投资对比一览
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
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