本发明涉及一种乙醇生产与分离工艺，尤其是涉及一种采用液相加氢方法优化反应与分离流程的醋酸酯加氢制乙醇工艺方法及系统，属于化工
技术领域：
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背景技术：
：乙醇(ch3ch2oh)是一种重要的基本化工原料，被广泛地应用于食品、化工、军工、医药等诸多领域。乙醇是清洁的高辛烷值燃料，其具辛烷值高、抗爆性好、燃烧后产物对大气污染小等特点，是世界公认的环保清洁燃料和油品质量改良剂，可以作为车用燃料调入汽油，是一种新型的清洁燃料。燃料乙醇是可再生能源开发利用的重要方向，其使用比例在逐步增加，美国和巴西使用乙醇汽油已超过30年的历史，欧洲和东南亚也在积极推广使用乙醇汽油。乙醇汽油的缺口巨大，依照2017年国家推出的《关于扩大生物燃料乙醇生产和推广使用车用乙醇汽油的实施方案》，到2020年，车用乙醇汽油要在全国范围内推广使用。现阶段的燃料乙醇主要由陈化粮发酵得到，但是现有的生产能力不能达到国内的需求目的。如果仅强调陈化粮制乙醇，乙醇的产量存在制约。目前，生产聚乙烯醇(pva)会副产大量醋酸甲酯，醋酸甲酯工业用途有限；此外，我国二甲醚产能大量过剩，二甲醚也可以通过与一氧化碳羰基化生成醋酸甲酯，因此，发展醋酸酯加氢制乙醇，不仅可以补充粮食制乙醇产量的不足，还可以解决现有生产pva的副产物出路以及释放过剩的二甲醚产能等问题。专利cn102976892b公开了一种醋酸酯加氢制乙醇的方法，该方法在装填有铜基催化剂的固定床反应器中，在反应温度为220℃，反应压力3mpa，摩尔氢酯比为30，醋酸酯质量空速为2h-1时，醋酸酯转化率为98.5％，乙醇选择性高达99.6％，该催化剂具有极高的加氢活性、选择性以及稳定性。但反应产物中仍存在少量未转化的醋酸酯或副产的乙醛等含羰基化合物，增大后续产品分离难度。专利cn103265402b公开了一种降低醋酸酯加氢制乙醇工艺过程能耗的方法，该方法采用将未反应的醋酸酯与醇生成的二元共沸混合物不再进行后续特种精馏分离，而是直接返回至加氢工段进行催化加氢处理，这样可以减少后续特种分离能耗。但增大了酯加氢反应回路的循环量、乙醇产品的纯度以及回收率较难保证。专利cn105439816b公开了一种醋酸酯加氢生产乙醇的工艺方法，该方法主要利用二级冷凝、现有系统内的压差以及氢气回收装置将弛放气中的部分氢气进行提纯回收利用，从而减少反应物损失，并降低了氢气的消耗。但是该氢气回收装置复杂、且该系统无法解决醋酸酯不能完全转化问题，从而影响后续产品分离。专利cn105367385b公开了一种醋酸甲酯加氢制乙醇并联产甲醇的分离方法，该方法考虑了醋酸甲酯加氢反应产物中可能存在的轻烃以及乙醛等杂质，采用三塔顺序分离工艺与甲醇精制脱醛工艺相耦合的技术方案，在满足产品质量的同时大大降低了分离能耗。但第一蒸馏塔塔顶采出量少，无法将乙醛、醋酸甲酯等物质全部采出返回，因此导致下游塔系中仍存在乙醛、醋酸甲酯等，需要进一步的脱醛处理以确保甲醇产品质量，而甲醇经过第二精馏塔和第四精馏塔在塔顶获得甲醇产品，甲醇在两塔塔顶的反复蒸发和冷凝必然增大分离能耗，而且第四精馏塔塔釜缩醛反应产物采出会造成甲醇产品的损失。此外，第一蒸馏塔塔顶采出返回反应系统的物流s2必将增大反应系统的负荷。综上所述，醋酸酯加氢反应由于未完全转化的反应物醋酸酯和产物乙醇会形成二元共沸混合物，二元共沸物难以分离；采用将二元共沸物返回至反应器继续催化加氢增加了能耗，并且乙醇的产品纯度较难保证；本发明提供了一种利用液相加氢反应将液相产物中的未转化的醋酸酯继续加氢转化为乙醇，避免醋酸酯的循环，并且降低了气相反应装置中的循环氢气的量，降低了体系能耗。技术实现要素：本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法及装置。本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，包括以下步骤：1)气相加氢反应将醋酸酯原料和氢气混合并气化预热后形成蒸汽进料，将所述蒸汽进料加入气相加氢反应器中进行加氢反应；将气相加氢反应器输出的反应产物冷凝，在气液分离器经气液分离后，得到气相产品a和液相产品a，气相产品a部分循环回气相加氢反应器使用；2)产品分离将气相加氢反应中的液相产品a送入产品分离装置中分离得到无水乙醇产品、含醋酸酯和羰基副产物的液相产品b以及塔釜的重组分物料，将无水乙醇产品和塔釜的重组分物料送出界区；3)液相加氢反应氢气和产品分离得到的液相产品b经预热后加入液相加氢反应器进行加氢反应，将液相加氢反应器输出的反应产物冷凝，在气液分离器经气液分离后，得到气相产品c和液相产品c，液相产品c进入产品分离装置分离。所述气相加氢反应具体为将醋酸酯原料加入汽化器中，将新鲜氢气与循环氢气混合形成氢气原料，所述氢气原料经过进出料换热器a预热后通入汽化器中，所述汽化器的出口获得氢气和醋酸酯混合物，所述氢气和醋酸酯混合物经过热器加热后进入气相加氢反应器中发生气相加氢反应得到气相加氢反应产物，该气相加氢反应产物经过进出料换热器a和冷却器a进行冷却，进入气液分离器a，得到气相产品a和液相产品a，所述气相产品a分为压缩机进料和气相反应装置的驰放气；所述压缩机进料经压缩机加压后作为循环氢气原料继续参与气相加氢反应；所述气相反应装置的驰放气进行液相加氢反应。所述醋酸酯原料的组成包含醋酸甲酯、醋酸乙酯或二者的混合物；所述汽化器的进料醋酸酯为高压液体；所述醋酸酯原料与所述氢气原料在汽化器中接触混合气化，气化压力为1.0～6.0mpag；所述的醋酸酯在汽化器中的气化热源来自进出料换热器a出口的循环物流的显热，无需外部单独供热。所述过热器出口物料温度为200～300℃；过热后的醋酸酯气体中不含液体；加热热源采用高压饱和蒸汽或过热蒸汽或采用电加热器供热；所述气相加氢反应器中的催化剂为铜系催化剂，反应器内温度为200～300℃，压力为1.0～6.0mpag，所述气相加氢反应器进口的氢气与醋酸酯的摩尔比为2～50，所述气相加氢反应器为等温列管式反应器，管程装填催化剂，壳程装有作为取热介质的锅炉水，反应产生的热量通过反应器壳程的水气化移出；所述冷却器a的冷却介质为循环水或冷冻水；所述冷却器a出口的气相加氢反应产物的物料温度为20～50℃；所述新鲜氢气与所述循环氢气在压缩机入口或者出口混合；所述的新鲜氢气的纯度≥99.9mole.％，其余为惰性组分；所述的新鲜氢气可根据自身实际界区压力和反应系统压力要求进入所述的压缩机的入口或出口；该压缩机为气相循环压缩机，其进料主要为所述的气液分离器a出口的气相物流，出口压力为1.0～6.0mpag。为了节能考虑，所述的进出料换热器a是利用所述的反应器的出口反应物流加热所述的压缩机的出口循环物流，从而降低自身温度。所述产品分离具体为液相产品a进入1#精馏塔进行精馏分离，塔顶气相经过冷凝器冷凝后得到液相产品b和气相产品b，所述气相产品为驰放气采出，所述液相产品b进入液相反应装置；所述1#精馏塔的塔釜液相物料进入产品精馏塔分离得到无水乙醇产品。根据醋酸酯原料组成设置产品精馏塔的分离方法；当醋酸酯原料组分为醋酸乙酯时，所述产品精馏塔包括3#精馏塔，所述3#精馏塔塔顶采出无水乙醇产品；当醋酸酯原料组分为醋酸甲酯或醋酸乙酯和醋酸甲酯混合物时，所述产品精馏塔包括2#精馏塔和3#精馏塔，所述1#精馏塔的塔釜液相物料进入2#精馏塔，所述2#精馏塔的塔顶采出含甲醇产品，塔釜液相物料进入3#精馏塔，所述3#精馏塔的塔顶采出无水乙醇产品，塔釜液送出界区。所述1#精馏塔的塔顶操作压力为0～500kpag，回流比为0.01～100，塔釜液相中醋酸酯含量≤5ppm-wt；其进料为所述的气液分离器a出口的液相组分和所述的液相反应装置中气液分离器b的液相产物，塔顶有部分弛放气排放，塔顶采出的液相经泵增压后作为所述的液相反应装置的进料；塔釜液相作为所述的2#精馏塔的进料。所述的2#精馏塔的塔顶操作压力为0～500kpag，回流比为0.01～100，所述甲醇产品的纯度≥99.8wt.％，塔釜液相作为所述的3#精馏塔的进料；所述3#精馏塔的塔顶操作压力为0～500kpag，回流比为0.01～100，塔顶液相采出无水乙醇产品，纯度≥99.7wt.％，塔釜液相作为重组分送出系统。所述液相加氢反应具体为氢气与液相产品b混合形成液相加氢反应原料，所述液相加氢反应原料经进出料换热器b预热后进入液相加氢反应器进行液相加氢反应，得到的反应产物经过进出料换热器b、冷却器b冷却后进入气液分离器b形成液相产品c和气相产品c；所述液相产品c进入产品分离装置进行分离；所述气相产品c作为驰放气采出。所述液相加氢反应器中的催化剂为镍系催化剂，反应压力为1.0～5.0mpag，反应温度为80～250℃，所述液相加氢反应原料中氢气与醋酸酯的摩尔比为2～100；所述冷却器b的冷却介质为循环水或冷冻水；所述冷却器b出口的气相加氢反应产物的物料温度为10～50℃。所述的总弛放气是气相反应装置中的气相产品a经过液相反应装置处理后气体和所述的1#精馏塔塔顶气两股物流的混合物；所述的液相加氢反应中的氢气来自气相加氢反应中的气相产品a或者新鲜氢气。所述的气液分离器a的气相产品部分作为气相反应装置的弛放气去液相反应装置进行反应，该气相反应装置的弛放气的氢气含量可以由新鲜氢气通过气相反应循环回路间接补充或由新鲜氢气直接补充。本发明提供了一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺系统，该系统包括气相反应装置、液相反应装置和产品分离装置；其中气相反应装置分别与液相反应装置和产品分离装置相连、液相反应装置和产品分离装置相连。该系统利用气相反应装置的氢气，将气相反应装置液相产物中少量未转化醋酸酯及其他含羰基的反应副产物进行液相加氢转化脱除，液相加氢后的液相产物再返回产品分离装置进行分离；所述气相反应装置中醋酸酯和氢气发生气相加氢反应，反应产物冷凝、气液分离后产生的液相产品送入所述产品分离装置；所述产品分离装置包括粗分塔和产品精馏塔，所述粗分塔塔顶得到含醋酸酯和羰基副产物的液相产品，所述产品塔精馏塔塔顶采出无水乙醇产品；所述的液相反应装置利用来自气相反应装置的氢气或新鲜氢气与所述含醋酸酯和羰基副产物的液相产品进行液相加氢反应，得到液相加氢反应产物，并将该液相加氢反应产物冷凝分离后得到的液相产品送入产品分离装置。具体地，所述气相反应装置包括汽化器、过热器、气相加氢反应器、进出料换热器a、冷却器a、气液分离器a和压缩机；所述醋酸酯原料从汽化器的第一原料进口进入，所述氢气原料从汽化器的第二原料进口进入，所述汽化器出口、所述过热器与所述反应器依次管道连接；所述进出料换热器a利用反应器出口物料加热氢气原料，所述反应器的出口与所述进出料换热器a的热物料进口连接，所述述进出料换热器a的热物料出口与所述冷却器a的进口连接，所述冷却器a的出口与所述气液分离器a的进口连接，所述气液分离器a的气相出口分别与所述压缩机进口和液相反应装置相连；所述气液分离器a的液相出口与所述产品分离装置连接；所述压缩机出口与所述进出料换热器a的冷物料进口连接，所述进出料换热器a的冷物料出口与汽化器的第二原料进口连接。所述产品分离装置包括粗分塔和产品分离塔，所述粗分塔包括1#精馏塔，所述1#精馏塔塔顶冷凝器的液相产品出口与所述液相反应装置相连，所述1#精馏塔塔釜液相出口与所述产品分离塔相连；当所述醋酸酯原料组分不含醋酸甲酯时，所述产品分离塔包括3#精馏塔，所述1#精馏塔的塔釜液相出口与所述3#精馏塔的进口相连，所述3#精馏塔塔顶采出无水乙醇；当所述醋酸酯原料组分含有醋酸甲酯时，所述产品分离塔包括2#精馏塔和3#精馏塔，所述1#精馏塔的塔釜液相出口与所述2#精馏塔的进口相连，所述2#精馏塔的塔顶采出甲醇产品，塔釜液相出口与所述3#精馏塔的进口相连，所述3#精馏塔塔顶采出乙醇产品；所述液相反应装置包括液相加氢反应器、进出料换热器b、冷却器b和气液分离器b；所述进出料换热器b的冷物料进口分别与所述气相反应装置和所述产品分离装置相连，所述进出料换热器b的冷物料出口与所述液相加氢反应器的进口相连，所述液相加氢反应器的出口与所述进出料换热器b的热物料进口相连，所述进出料换热器b的热物料出口与所述冷却器b、气液分离器b依次相连。所述进出料换热器b的冷物料进口分别与所述气相反应装置中的气液分离器a的气相出口和所述产品分离装置中的1#精馏塔塔顶冷凝器的液相产品出口相连。该系统通过液相反应装置与产品分离装置的部分耦合，利用气相反应装置的氢气，将气相反应液相产品中少量未转化的醋酸酯及其他含羰基的反应副产物进行液相加氢转化脱除，从而减少气相反应装置的循环量、增大产品收率、减少总弛放气排放量、降低产品分离难度以及节约系统能耗。与现有技术相比，本发明的有益效果体现在以下方面：(1)本发明通过液相加氢，降低了或消除了气相加氢反应产物中醛类、酯类化合物的含量，提高了原料利用率，降低了产品分离难度，产品质量更容易得到保障；(2)本发明通过采用产品分离与液相加氢相结合的方式，在提高了原料醋酸酯的转化率和产品收率的同时，降低了气相反应装置循环回路的气相循环量，从而降低了系统能耗；(3)本发明采用反应器进料直接接触气化方式，无需额外供应汽化热源，热效率高；(4)本发明利用气相反应装置循环回路的弛放气作为液相加氢反应的氢源，无特殊氢气提纯装置，流程简单、投资低。总之，本发明具有流程简单、单位产品能耗低、产品收率高、投资低、操作方便，易于工业大型化等优点。附图说明图1为实施例1和实施例2中本发明的工艺流程图；图2为对比例1和对比例2中的工艺流程图；图3为实施例3中本发明的工艺流程图；图4为对比例3中的工艺流程图；图中，1为汽化器、2为过热器、3为气相加氢反应器、4为进出料换热器a、5为冷却器a、6为气液分离器a、7为压缩机、8为液相加氢反应器、9为1#精馏塔、10为2#精馏塔、11为3#精馏塔、12为进出料换热器b、13为冷却器b，14为气液分离器b；s1为醋酸酯原料、s2为新鲜氢气、s3为过热器进料、s4为压缩机进料、s5为冷却器进料、s6为气相反应装置的弛放气、s7为1#精馏塔塔顶弛放气、o1为总弛放气、o2为甲醇产品、o3为无水乙醇产品、o4为重组分。具体实施方式下面结合具体实施例对本发明进行详细说明。以下实施例将有助于本领域的技术人员进一步理解本发明，但不以任何形式限制本发明。应当指出的是，对本领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干变形和改进。这些都属于本发明的保护范围。实施例1一种醋酸酯加氢制乙醇工艺系统，其工艺流程图如图1所示，适用于醋酸酯原料为醋酸甲酯的反应体系，具体包括气相反应装置、液相反应装置和产品分离装置；具体设备包括汽化器1、过热器2、气相加氢反应器3、进出料换热器a4、冷却器a5、气液分离器a6、压缩机7、液相加氢反应器8、1#精馏塔9、2#精馏塔10、3#精馏塔11、进出料换热器b12、冷却器b13、气液分离器b14。各设备之间具体连接关系为：气相反应装置包括汽化器1、过热器2、气相加氢反应器3、进出料换热器a4、冷却器a5、气液分离器a6和压缩机7；所述醋酸酯s1从汽化器的第一原料进口进入，所述氢气原料从汽化器的第二原料进口进入，所述汽化器出口、所述过热器2与所述反应器3依次管道连接；所述进出料换热器a4利用反应器3出口物料加热氢气原料，所述反应器3的出口与所述进出料换热器a4的热物料进口连接，所述进出料换热器a4的热物料出口与所述冷却器a5的进口连接，所述冷却器a5的出口与所述气液分离器a6的进口连接，所述气液分离器a6的气相出口与所述压缩机7进口和液相反应装置相连；所述气液分离器a6的液相出口与所述产品分离装置连接；所述压缩机7出口与所述进出料换热器a4的冷物料进口连接，所述进出料换热器a4的冷物料出口与汽化器1的第二原料进口连接。所述产品分离装置包括粗分塔和产品分离塔，所述粗分塔包括1#精馏塔9，所述1#精馏塔9塔顶冷凝器的液相物料出口与所述液相反应装置相连，所述1#精馏塔9塔釜液相出口与所述产品分离塔相连；所述产品分离塔包括2#精馏塔10和3#精馏塔11，所述1#精馏塔9的塔釜液相出口与所述2#精馏塔10的进口相连，所述2#精馏塔10的塔顶采出甲醇产品o2，塔釜液相出口与所述3#精馏塔11的进口相连，所述3#精馏塔11塔顶采出乙醇产品o3；所述液相反应装置包括液相加氢反应器8、进出料换热器b12、冷却器b13和气液分离器b14；所述进出料换热器b12的冷物料进口分别与所述气液分离器a6的气相出口和所述1#精馏塔9塔顶冷凝器的液相产品出口相连，所述进出料换热器b12的冷物料出口与所述液相加氢反应器8的进口相连，所述液相加氢反应器8的出口与所述进出料换热器b12的热物料进口相连，所述进出料换热器b12的热物料出口与所述冷却器b13、气液分离器b14依次相连。本实施例中的醋酸酯加氢制乙醇工艺方法为：(i)液相醋酸酯原料s1为醋酸甲酯，经泵加压至5.0mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为144℃；(ii)将步骤(i)中汽化器1的出口气相经过热器2加热到235℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为4.885mpag，反应温度为240℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为20，醋酸甲酯的单程转化率为97％，乙醇的选择性为96％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过气相加氢反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤(ii)中气相加氢反应器3的出口气相，温度约240℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为111℃和45℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产品进入1#精馏塔9进行预分离，气相产品中的大部分物流压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1；其余气相反应装置的弛放气s6作为液相加氢反应器8的进料；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为69kpag,回流比为3；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后与气液分离器a6的部分弛放气即气相反应装置的弛放气s6混合，然后经进出料换热器b12加热后进入液相加氢反应器8进行反应，采用镍系催化剂，反应压力为1.0mpag，反应温度为80℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为3，反应后产物依次经过进出料换热器b12、冷却器b13冷却至45℃，然后在气液分离器b14中进行分离，分离后的液相产物返回1#精馏塔9，分离后的气体与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体送进2#精馏塔10进行分离，2#精馏塔10塔顶液相采出甲醇产品o2，2#精馏塔10塔釜液相进入3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。2#精馏塔10的理论板数为80块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为3.2；3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为1。最终，经过本实施例得到甲醇产品纯度≥99.8wt.％和无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。表1-1为实施例1的计算结果：表1-1实施例1的物料平衡物流s1s2o1o2o3o4相态液相气相气相液相液相液相组成wt％wt％wt％wt％wt％wt％氢气0.000099.056415.98980.00000.00000.0000氮气0.00000.27551.76400.00000.00000.0000氩气0.00000.58923.77660.00000.00000.0000甲烷0.00000.07890.50650.00000.00000.0000乙烷0.00000.00009.52640.00000.00000.0000醚0.00000.000031.69820.00000.00000.0000乙醛0.00000.00000.08290.00000.00000.0000醋酸甲酯100.00000.00004.79340.00000.00000.0000甲醇0.00000.000027.429599.89880.01820.0000醋酸乙酯0.00000.00001.90950.00120.00000.0000乙醇0.00000.00002.52140.100099.739090.0000重醇0.00000.00000.00000.00000.00999.9677水0.00000.00000.00170.00000.23290.0322醋酸0.00000.00000.00000.00000.00000.0000总质量流量，kg/hr207421169182891012682138对比例1本对比例为传统的气相反应装置和产品分离装置配合的工艺流程图，如图2所示，具体工艺步骤如下：(i)液相醋酸酯原料s1为醋酸甲酯，经泵加压至5.0mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为107℃；(ii)将步骤(i)中汽化器1的出口气相经过热器2加热到235℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为4.885mpag，反应温度为240℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为20，醋酸甲酯的单程转化率为97％，乙醇的选择性为96％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过气相加氢反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤(ii)中气相加氢反应器3的出口气相，温度约240℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为119℃和45℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产物进入1#精馏塔9进行分离，气相产物中的大部分物流压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1，其余气相为气相反应装置的弛放气s6与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为69kpag,回流比为3；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后返回至汽化器1，与醋酸酯原料s1进行混合气化循环，重复(i)、(ii)、(iii)步骤；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体进入2#精馏塔10进行分离，2#精馏塔10塔顶液相采出甲醇产品o2，2#精馏塔10塔釜液相进入3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。2#精馏塔10的理论板数为80块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为3.7；3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为1。最终，经过对比例1得到与实施例1相同质量规格的甲醇产品纯度≥99.8wt.％和无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。表1-2为对比例1的计算结果：物流s1s2o1o2o3o4相态液相气相气相液相液相液相组成wt％wt％wt％wt％wt％wt％氢气0.000099.056414.88170.00000.00000.0000氮气0.00000.27551.61470.00000.00000.0000氩气0.00000.58923.45410.00000.00000.0000甲烷0.00000.07890.46050.00000.00000.0000乙烷0.00000.00009.00640.00000.00000.0000醚0.00000.000029.46240.00000.00000.0000乙醛0.00000.00003.68280.00000.00000.0000醋酸甲酯100.00000.00007.18920.00000.00000.0000甲醇0.00000.000025.302499.89880.01820.0001醋酸乙酯0.00000.00002.86370.00120.00000.0000乙醇0.00000.00002.07870.100099.733090.0000重醇0.00000.00000.00040.00000.00599.9618水0.00000.00000.00290.00000.24280.0381醋酸0.00000.00000.00000.00000.00000.0000总质量流量，kg/hr207421169200890712647158将实施例1和对比例1计算结果相对比，如表1-3和表1-4所示，表1-3循环物流数据表1-4设备负荷的对比与对比例1相比，在进料s1和s2相同，以及反应器进料氢酯比相同的情况下，实施例1中的弛放气量减少18kg/hr,甲醇产品量增大4kg/hr,乙醇产品量增大35kg/hr,重组分减少21kg/hr；实施例1的过热器进料s3的质量流量减少24％，其温度增大24℃；压缩机进料s4的质量流量减少18％，冷却器进料s5的温度降低8℃，因此，过热器热负荷减小36％，冷却器a负荷减小24％，进出料换热器a热负荷减小5％，压缩机负荷减小4％。本发明，每吨乙醇产品可节约公用工程消耗为：循环冷却水21t，电2kwh，中压蒸汽4(mpa.g)0.5t，低压蒸汽0.5(mpa.g)0.1t。对比结果说明，本发明增大了产品收率、减少了弛放气排放、减少了气相反应装置的循环量、降低后续产品分离难度以及节约系统能耗。实施例2本实施例的工艺流程图与实施例1相同，具体工艺步骤如下：(i)液相醋酸酯原料s1为50mole.％的醋酸甲酯和50mole.％的醋酸乙酯混合物，经泵加压至5.0mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为140℃；(ii)将步骤(i)中汽化器1的出口气相经过热器2加热到235℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为4.885mpag，反应温度为240℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为20，醋酸甲酯的单程转化率为97％，乙醇的选择性为96％，醋酸乙酯的单程转化率为98％，乙醇的选择性为99％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过气相加氢反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤(ii)中气相加氢反应器3的出口气相，温度约240℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为114℃和45℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产品进入1#精馏塔9进行预分离，气相产品中的大部分物流即压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1；其余气相为气相反应装置的弛放气s6作为液相加氢反应器8的进料；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为69kpag,回流比为3；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后与气液分离器a6的部分弛放气即气相反应装置的驰放气s6混合，然后经进出料换热器b12加热后进入液相加氢反应器8进行反应，采用镍催化剂，反应压力为1.0mpag，反应温度为80℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为3.5，反应后产物依次经过进出料换热器b12、冷却器b13冷却至45℃，然后在气液分离器b14中进行分离，分离后的液相产物返回1#精馏塔9，分离后的气体与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体进入2#精馏塔10进行分离，2#精馏塔10)塔顶液相采出甲醇产品o2，2#精馏塔10塔釜液相进入3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。2#精馏塔10的理论板数为80块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为7.9；3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为1.5。最终，经过本实施例得到甲醇产品纯度≥99.8wt.％和无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。表2-1为实施例2的计算结果：表2-1实施例2的物料平衡对比例2对比例2的工艺流程图与对比例1中相同，具体工艺步骤如下：(i)液相醋酸酯原料s1为50mole.％的醋酸甲酯和50mole.％的醋酸乙酯混合物，经泵加压至5.0mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为108℃；(ii)将步骤(i)中汽化器1的出口气相经过热器2加热到235℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为4.885mpag，反应温度为240℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为20，醋酸甲酯的单程转化率为97％，乙醇的选择性为96％，醋酸乙酯的单程转化率为98％，乙醇的选择性为99％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过气相加氢反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤(ii)中气相加氢反应器3的出口气相，温度约240℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为121℃和45℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产物进入1#精馏塔9进行分离，气相产物中的大部分物流即压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1，其余气相为气相反应装置的弛放气s6，并与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为69kpag,回流比为3；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后返回至汽化器1，与醋酸酯原料s1进行混合气化循环，重复(i)、(ii)、(iii)步骤；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体进入2#精馏塔10进行分离，2#精馏塔10塔顶液相采出甲醇产品o2，2#精馏塔10塔釜液相进入3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。2#精馏塔10的理论板数为80块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为9；3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为1.5。最终，经过对比例1得到与实施例1相同质量规格的甲醇产品纯度≥99.8wt.％和无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。表2-2为对比例2的计算结果，表2-3和表2-4为实施例2和对比例2的计算结果对比。表2-2对比例2的物料平衡物流s1s2o1o2o3o4相态液相气相气相液相液相液相组成wt％wt％wt％wt％wt％wt％氢气0.000099.056418.10810.00000.00000.0000氮气0.00000.27551.95340.00000.00000.0000氩气0.00000.58924.26090.00000.00000.0000甲烷0.00000.07890.57190.00000.00000.0000乙烷0.00000.000013.52190.00000.00000.0000醚0.00000.000018.45460.00000.00000.0000乙醛0.00000.00002.31540.00000.00000.0000醋酸甲酯45.67570.00004.58170.00000.00000.0000甲醇0.00000.000025.883499.89730.01840.0000醋酸乙酯54.32430.00004.27320.00270.00000.0000乙醇0.00000.00006.06750.100099.819190.0001重醇0.00000.00000.00140.00000.00329.9776水0.00000.00000.00640.00000.15930.0222醋酸0.00000.00000.00000.00000.00000.0000总质量流量，kg/hr227061169160443518823458表2-3循环物流数据表2-4设备负荷的对比与对比例2相比，在进料s1和s2相同，以及反应器进料氢酯比相同的情况下，实施例2中的弛放气量减少7kg/hr,乙醇产品量增大23kg/hr,重组分减少15kg/hr；实施例2的过热器进料s3的质量流量减少20％，其温度增大32℃；循环氢压缩机进料s4的质量流量减少14％，冷却器a进料s5的温度降低7℃，因此，过热器热负荷减小32％，冷却器a负荷减小21％，进出料换热器a热负荷减小4％，压缩机负荷减小4％。本发明，每吨乙醇产品可节约公用工程消耗为：循环冷却水11t，电1kwh，中压蒸汽4(mpa.g)0.3t，低压蒸汽0.5(mpa.g)0.003t。对比结果说明，本发明增大了产品收率、减少了弛放气排放、减少了气相反应装置的循环量、降低后续产品分离难度以及节约系统能耗。实施例3本实施例适用于醋酸酯原料组成为醋酸乙酯的情况，具体工艺流程图见图3，具体工艺步骤为：(i)液相醋酸酯原料s1为醋酸乙酯，经泵加压至5.0mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为140℃；(ii)将步骤(i)中汽化器1的出口气相经过热器2加热到235℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为4.885mpag，反应温度为240℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为20.1，醋酸乙酯的单程转化率为98％，乙醇的选择性为99％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过气相加氢反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤(ii)中气相加氢反应器3的出口气相，温度约240℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为116℃和45℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产品进入1#精馏塔9进行预分离，气相产品中的大部分物流即压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1；其余气相为气相反应装置的弛放气s6作为液相加氢反应器8的进料；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为69kpag,回流比为3；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后与气液分离器a6的部分弛放气即气相反应装置的驰放气s6混合，然后经进出料换热器b12加热后进入液相加氢反应器8进行反应，采用镍系催化剂，反应压力为1.0mpag，反应温度为80℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为4.4，反应后产物依次经过进出料换热器b12、冷却器b13冷却至45℃，然后在气液分离器b14中进行分离，分离后的液相产物返回1#精馏塔9，分离后的气体与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体送进3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为1.6。最终，经过本实施例得到无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。表3-1为实施例3的计算结果：表3-1实施例3的物料平衡对比例3本对比例的工艺流程图如图4所示，适用于醋酸酯原料为醋酸乙酯的情况，工艺步骤为：(i)液相醋酸酯原料s1为醋酸乙酯，经泵加压至5.0mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为112℃；(ii)将步骤(i)中汽化器1的出口气相经过热器2加热到235℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为4.885mpag，反应温度为240℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为20.1，醋酸乙酯的单程转化率为98％，乙醇的选择性为99％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过气相加氢反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤(ii)中气相加氢反应器3的出口气相，温度约240℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为123℃和45℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产物进入1#精馏塔9进行分离，气相产物中的大部分物流即压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1，其余气相为气相反应装置的弛放气s6与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为69kpag,回流比为3；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后返回至汽化器1，与醋酸酯原料s1进行混合气化循环，重复(i)、(ii)、(iii)步骤；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体进入3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为1.6。最终，经过对比例3得到与实施例3相同质量规格的无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。表3-2为对比例3的计算结果：表3-2对比例3的物料平衡物流s1s2o1o3o4相态液相气相气相液相液相组成wt％wt％wt％wt％wt％氢气0.000099.056425.79470.00000.0000氮气0.00000.27552.86620.00000.0000氩气0.00000.58926.24580.00000.0000甲烷0.00000.07890.84240.00000.0000乙烷0.00000.000023.06800.00000.0000醚0.00000.00000.00000.00000.0000乙醛0.00000.00000.00000.00000.0000醋酸甲酯0.00000.00000.00000.00000.0000甲醇0.00000.00000.00000.00000.0000醋酸乙酯100.00000.00007.39940.00050.0000乙醇0.00000.000033.701099.879790.0000重醇0.00000.00000.00560.00319.9752水0.00000.00000.07690.11670.0248醋酸0.00000.00000.00000.00000.0000总质量流量，kg/hr24670116910924976754表3-3循环物流数据表3-4设备负荷的对比与对比例3相比，在进料s1和s2相同，以及反应器进料氢酯比相同的情况下，实施例3中的弛放气量减少1kg/hr,乙醇产品量增大14kg/hr,重组分减少13kg/hr；实施例3的过热器进料s3的质量流量减少17％，其温度增大28℃；循环氢压缩机进料s4的质量流量减少8％，冷却器a进料s5的温度降低7℃，因此，过热器热负荷减小28％，冷却器a负荷减小19％，进出料换热器a热负荷减小2％，压缩机负荷减小3％。本发明，每吨乙醇产品可节约公用工程消耗为：循环冷却水8t，电1kwh，中压蒸汽4(mpa.g)0.2t，低压蒸汽0.5(mpa.g)0.003t。对比结果说明，本发明增大了产品收率、减少了弛放气排放、减少了气相反应装置的循环量、降低后续产品分离难度以及节约系统能耗。实施例4本实施例的工艺流程图如图1所示，具体工艺步骤为：(i)液相醋酸酯原料s1为醋酸甲酯，经泵加压至1.5mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为67℃；(ii)将步骤i中汽化器1的出口气相经过热器2加热到200℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为1.385mpag，反应温度为200℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为10，醋酸甲酯的单程转化率为97％，乙醇的选择性为96％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤(ii)中气相加氢反应器3的出口气相，温度约200℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为96℃和20℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产品进入1#精馏塔9进行预分离，气相产品中的大部分物流即压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1；其余气相为气相反应装置的弛放气s6，并作为液相加氢反应器8的进料；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为69kpag,回流比为3；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后与气液分离器a6的部分驰放即气相反应装置的弛放气s6混合，然后经进出料换热器b12加热后进入液相加氢反应器8进行反应，采用镍系催化剂，反应压力为1.0mpag，反应温度为150℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为5，反应后产物依次经过进出料换热器b12、冷却器b13冷却至20℃，然后在气液分离器b14中进行分离，分离后的液相产物返回1#精馏塔9，分离后的气体与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体送进2#精馏塔10进行分离，2#精馏塔10塔顶液相采出甲醇产品o2，2#精馏塔10塔釜液相进入3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。2#精馏塔10的理论板数为80块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为3.2；3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为1。最终，经过本实施例得到甲醇产品纯度≥99.8wt.％和无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。表4-1，表4-2，表4-3分别为实施例4的计算结果：表4-1实施例4的物料平衡物流s1s2o1o2o3o4相态液相气相气相液相液相液相组成wt％wt％wt％wt％wt％wt％氢气0.000099.056423.37010.00000.00000.0000氮气0.00000.27552.63470.00000.00000.0000氩气0.00000.58925.64060.00000.00000.0000甲烷0.00000.07890.75640.00000.00000.0000乙烷0.00000.000014.17650.00000.00000.0000醚0.00000.000046.99580.00000.00000.0000乙醛0.00000.00000.00640.00000.00000.0000醋酸甲酯100.00000.00000.28530.00000.00000.0000甲醇0.00000.00005.470699.89880.01820.0000醋酸乙酯0.00000.00000.09800.00120.00000.0000乙醇0.00000.00000.56490.100099.739690.0000重醇0.00000.00000.00000.00000.01039.9678水0.00000.00000.00050.00000.23190.0322醋酸0.00000.00000.00000.00000.00000.0000总质量流量，kg/hr207421169122895712697136表4-2循环物流数据表4-3设备负荷实施例5本实施例的工艺流程图如图1所示，具体工艺步骤为：(i)液相醋酸酯原料s1为醋酸甲酯，经泵加压至6mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为237℃；(ii)将步骤(i)中汽化器1的出口气相经过热器2加热到300℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为5.885mpag，反应温度为300℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为50，醋酸甲酯的单程转化率为97％，乙醇的选择性为96％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过气相加氢反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤(ii)中反应器3的出口气相，温度约300℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为99℃和50℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产品进入1#精馏塔9进行预分离，气相产品中的大部分物流即压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1；其余气相为气相反应装置的弛放气s6，并作为液相加氢反应器8的进料；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为69kpag,回流比为3；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后与气液分离器a6的部分驰放气即气相反应装置的弛放气s6混合，然后经进出料换热器b12加热后进入液相加氢反应器8进行反应，采用镍系催化剂，反应压力为5.0mpag，反应温度为250℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为6，反应后产物依次经过进出料换热器b12、冷却器b13冷却至50℃，然后在气液分离器b14中进行分离，分离后的液相产物返回1#精馏塔9，分离后的气体与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体送进2#精馏塔10进行分离，2#精馏塔10塔顶液相采出甲醇产品o2，2#精馏塔10塔釜液相进入3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。2#精馏塔10的理论板数为80块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为3.2；3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为29kpag,回流比为1。最终，经过本实施例得到甲醇产品纯度≥99.8wt.％和无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。表5-1，表5-2，表5-3分别为实施例5的计算结果：表5-1实施例5的物料平衡物流s1s2o1o2o3o4相态液相气相气相液相液相液相组成wt％wt％wt％wt％wt％wt％氢气0.000099.056415.16450.00000.00000.0000氮气0.00000.27551.63660.00000.00000.0000氩气0.00000.58923.53020.00000.00000.0000甲烷0.00000.07890.47820.00000.00000.0000乙烷0.00000.00009.09320.00000.00000.0000醚0.00000.000030.09050.00000.00000.0000乙醛0.00000.00000.13300.00000.00000.0000醋酸甲酯100.00000.00005.77200.00000.00000.0000甲醇0.00000.000029.521599.89880.01820.0000醋酸乙酯0.00000.00002.45170.00120.00000.0000乙醇0.00000.00002.12690.100099.737890.0000重醇0.00000.00000.00000.00000.00879.9676水0.00000.00000.00180.00000.23530.0324醋酸0.00000.00000.00000.00000.00000.0000总质量流量，kg/hr207421169193890212674143表5-2循环物流数据表5-3设备负荷实施例6本实施例的工艺流程图如图1所示，具体工艺步骤为：(i)液相醋酸酯原料s1为醋酸甲酯，经泵加压至6mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为150℃；(ii)将步骤(i)中汽化器1的出口气相经过热器2加热到200℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为1mpag，反应温度为200℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为2，醋酸甲酯的单程转化率为90％，乙醇的选择性为89％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过气相加氢反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤ii中气相加氢反应器3的出口气相，温度约200℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为99℃和20℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产品进入1#精馏塔9进行预分离，气相产品中的大部分物流即压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1；其余气相为气相反应装置的弛放气s6，并作为液相加氢反应器8的进料；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为1kpag,回流比为0.01；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后与气液分离器a6的部分驰放气即气相反应装置的弛放气s6混合，然后经进出料换热器b12加热进入液相加氢反应器8进行反应，采用镍系催化剂，反应压力为1mpag，反应温度为200℃，反应物料中氢气和醋酸酯的摩尔比为2，反应后产物依次经过进出料换热器b12、冷却器b13冷却至10℃，然后在气液分离器b14中进行分离，分离后的液相产物返回1#精馏塔9，分离后的气体与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体送进2#精馏塔10进行分离，2#精馏塔10塔顶液相采出甲醇产品o2，2#精馏塔10塔釜液相进入3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。2#精馏塔10的理论板数为80块，塔顶操作压力为0kpag,回流比为3；3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为0kpag,回流比为0.7。最终，经过本实施例得到甲醇产品纯度≥99.8wt.％和无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。实施例7本实施例的工艺流程图如图1所示，具体工艺步骤为：(i)液相醋酸酯原料s1为醋酸甲酯，经泵加压至6mpag,与来自进出料换热器a4的热物流在汽化器1中直接接触混合气化，气化后温度为250℃；(ii)将步骤(i)中汽化器1的出口气相经过热器2加热到300℃，然后进入气相加氢反应器3，采用铜系催化剂，反应压力为6mpag，反应温度为300℃，氢气与醋酸酯的摩尔比为50，醋酸甲酯的单程转化率为97％，乙醇的选择性为96％；气相加氢反应器3为等温列管式催化反应器，其管程催化剂中发生醋酸酯加氢反应，反应产生的热量通过气相加氢反应器3壳程的锅炉水发生部分气化移走；(iii)将步骤(ii)中气相加氢反应器3的出口气相，温度约300℃，依次经进出料换热器a4和冷却器a5进行冷却，冷却后温度依次为99℃和50℃，并在气液分离器a6中进行反应产物的气液相分离，液相产品进入1#精馏塔9进行预分离，气相产品中的大部分物流即压缩机进料s4经压缩机7增压后与新鲜氢气s2混合，然后经进出料换热器a4加热后进入汽化器1；其余气相为气相反应装置的弛放气s6，并作为液相加氢反应器8的进料；1#精馏塔9的理论板数为70块，塔顶操作压力为500kpag,回流比为100；(iv)将步骤(iii)中1#精馏塔9的塔顶液相经泵加压后与气液分离器a6的部分驰放气即气相反应装置的弛放气s6混合，然后经进出料换热器b12加热后进入液相加氢反应器8进行反应，采用镍系催化剂，反应压力为5mpag，反应温度为250℃，反应物料中氢气和醋酸酯的摩尔比为100，反应后产物依次经过进出料换热器b12、冷却器b13冷却至50℃，然后在气液分离器b14中进行分离，分离后的液相产物返回1#精馏塔9，分离后的气体与1#精馏塔9塔顶弛放气s7混合后作为总弛放气o1排放；(v)将步骤(iv)中1#精馏塔9的塔釜液体送进2#精馏塔10进行分离，2#精馏塔10塔顶液相采出甲醇产品o2，2#精馏塔10塔釜液相进入3#精馏塔11进行分离，3#精馏塔11塔顶液相采出无水乙醇产品o3，3#精馏塔11塔釜液相采出重组分o4送出界区。2#精馏塔10的理论板数为80块，塔顶操作压力为500kpag,回流比为100；3#精馏塔11的理论板数为30块，塔顶操作压力为500kpag,回流比为100。最终，经过本实施例得到甲醇产品纯度≥99.8wt.％和无水乙醇产品纯度≥99.7wt.％。以上对本发明的具体实施例进行了描述。需要理解的是，本发明并不局限于上述特定实施方式，本领域技术人员可以在权利要求的范围内做出各种变形或修改，这并不影响本发明的实质内容。当前第1页1 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技术特征：1.一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，包括以下步骤：
气相加氢反应
将醋酸酯原料(s1)和氢气原料混合并气化得到蒸汽进料，将该蒸汽进料预热后加入气相加氢反应器(3)中进行加氢反应；将气相加氢反应器输出的反应产物冷凝，在气液分离器经气液分离后，得到气相产品a和液相产品a，气相产品a至少部分循环回气相加氢反应器(3)；
产品分离
将气相加氢反应中的液相产品a送入产品分离装置中分离得到含醋酸酯和羰基副产物的液相产品b和无水乙醇产品(o3)；
其特征在于，还包括以下步骤：
液相加氢反应
氢气与液相产品b混合、预热后加入液相加氢反应器(8)中进行加氢反应，将液相加氢反应器(8)输出的反应产物冷凝，在气液分离器经气液分离后，得到气相产品c和液相产品c，液相产品c进入产品分离装置分离。
2.根据权利要求1所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，其特征在于，所述液相加氢反应具体采用以下步骤：
氢气与液相产品b混合形成液相加氢反应原料，所述液相加氢反应原料经进出料换热器b(12)预热后进入液相加氢反应器(8)进行液相加氢反应，得到的反应产物经过进出料换热器b(12)、冷却器b(13)冷却后进入气液分离器b(14)形成液相产品c和气相产品c；所述液相产品c进入产品分离装置进行分离；所述气相产品c作为驰放气采出。
3.根据权利要求2所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，其特征在于，所述液相加氢反应器(8)中的催化剂为镍系催化剂，反应压力为1.0～5.0mpag，反应温度为80～250℃，所述液相加氢反应原料中氢气与醋酸酯的摩尔比为2～100；
所述冷却器b(13)的冷却介质为循环水或冷冻水；所述冷却器b(13)出口的气相加氢反应产物的物料温度为10～50℃。
4.根据权利要求2所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，其特征在于，所述液相加氢反应中的氢气来自气相加氢反应中的气相产品a或者新鲜氢气(s2)。
5.根据权利要求1所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，其特征在于，所述气相加氢反应具体采用以下步骤：
将醋酸酯原料(s1)加入汽化器(1)中，将新鲜氢气(s2)与循环氢气混合形成氢气原料，所述氢气原料经过进出料换热器a(4)预热后通入汽化器中，所述汽化器的出口得到氢气和醋酸酯混合物，该氢气和醋酸酯混合物经过热器(2)加热后进入气相加氢反应器(3)中发生气相加氢反应得到气相加氢反应产物，该气相加氢反应产物经过进出料换热器a(4)和冷却器a(5)进行冷却，进入气液分离器a(6)，得到气相产品a和液相产品a，所述气相产品a分为压缩机进料(s4)和气相反应装置的驰放气(s6)；所述压缩机进料(s4)经压缩机(7)加压后作为循环氢气原料继续参与气相加氢反应，所述气相反应装置的驰放气(s6)进行液相加氢反应。
6.根据权利要求5所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，其特征在于，所述醋酸酯原料(s1)与所述氢气原料在汽化器(1)中接触混合气化，气化压力为1.0～6.0mpag；所述过热器(2)出口物料温度为200～300℃；
所述过热器中醋酸酯气化热源来自所述进出料换热器a(4)出口的循环物流的显热。
7.根据权利要求5所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，其特征在于，
所述醋酸酯原料(s1)的组成包含醋酸甲酯、醋酸乙酯或二者的混合物；
所述气相加氢反应器(3)中的催化剂为铜系催化剂，反应器(3)内温度为200～300℃，压力为1.0～6.0mpag，所述气相加氢反应器(3)进口的氢气与醋酸酯的摩尔比为2～50，所述气相加氢反应器(3)为等温列管式反应器，管程装填催化剂，壳程装有作为取热介质的锅炉水；
所述冷却器a(5)的冷却介质为循环水或冷冻水；所述冷却器a(5)出口的气相加氢反应产物的物料温度为20～50℃；
所述新鲜氢气(s2)与所述循环氢气在压缩机(7)入口或者出口混合。
8.根据权利要求1所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，其特征在于，所述产品分离具体采用以下步骤：
液相产品a进入1#精馏塔(9)进行精馏分离，塔顶气相经过冷凝器冷凝后得到液相产品b和气相产品b，所述气相产品b作为驰放气采出，所述液相产品b进入液相反应装置；
所述1#精馏塔(9)的塔釜液相物料进入产品精馏塔分离得到无水乙醇产品(o3)。
9.根据权利要求8所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，其特征在于，根据醋酸酯原料组成设置产品精馏塔；
当醋酸酯原料组分为醋酸乙酯时，所述产品精馏塔包括3#精馏塔(11)，所述3#精馏塔(11)塔顶采出无水乙醇产品(o3)；
当醋酸酯原料组分为醋酸甲酯或醋酸乙酯和醋酸甲酯混合物时，所述产品精馏塔包括2#精馏塔(10)和3#精馏塔(11)，所述1#精馏塔(9)的塔釜液相物料进入2#精馏塔(10)，所述2#精馏塔(10)的塔顶采出含甲醇产品(o2)，塔釜液相物料进入3#精馏塔(11)，所述3#精馏塔(11)的塔顶采出无水乙醇产品(o3)，塔釜液送出界区。
10.根据权利要求9所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法，其特征在于，
所述1#精馏塔(9)的塔顶操作压力为0～500kpag，回流比为0.01～100，塔釜液相中醋酸酯含量≤5ppm-wt；
所述的2#精馏塔(10)的塔顶操作压力为0～500kpag，回流比为0.01～100，所述甲醇产品(o2)的纯度≥99.8wt.％；
所述3#精馏塔(11)的塔顶操作压力为0～500kpag，回流比为0.01～100，塔顶液相采出无水乙醇产品(o3)，纯度≥99.7wt.％。
11.应用如权利要求1所述一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法的系统，包括气相反应装置和产品分离装置；
所述气相反应装置中醋酸酯和氢气发生气相加氢反应，反应产物冷凝、气液分离后产生的液相产品送入所述产品分离装置；
所述产品分离装置包括粗分塔和产品精馏塔，所述粗分塔塔顶得到含醋酸酯和羰基副产物的液相产品，所述产品塔精馏塔塔顶采出无水乙醇产品(o3)；
其特征在于；
还包括液相反应装置，该液相反应装置利用来自气相反应装置的氢气或新鲜氢气与所述含醋酸酯和羰基副产物的液相产品进行液相加氢反应，得到液相加氢反应产物，并将该液相加氢反应产物冷凝分离后得到的液相产品送入产品分离装置。
12.根据权利要求11所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺系统，其特征在于，
所述液相反应装置包括液相加氢反应器(8)、进出料换热器b(12)、冷却器b(13)和气液分离器b(14)；所述进出料换热器b(12)的冷物料进口分别与所述气相反应装置和所述产品分离装置相连，所述进出料换热器b(12)的冷物料出口与所述液相加氢反应器(8)的进口相连，所述液相加氢反应器(8)的出口与所述进出料换热器b(12)的热物料进口相连，所述进出料换热器b(12)的热物料出口与所述冷却器b(13)、气液分离器b(14)依次相连。
13.根据权利要求11所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺系统，其特征在于，
所述气相反应装置包括汽化器(1)、过热器(2)、气相加氢反应器(3)、进出料换热器a(4)、冷却器a(5)、气液分离器a(6)和压缩机(7)；所述醋酸酯原料(s1)从汽化器的第一原料进口进入，所述氢气原料从汽化器的第二原料进口进入，所述汽化器出口、所述过热器(2)与所述反应器(3)依次管道连接；所述进出料换热器a(4)利用反应器(3)出口物料加热氢气原料，所述反应器(3)的出口与所述进出料换热器a(4)的热物料进口连接，所述述进出料换热器a(4)的热物料出口与所述冷却器a(5)的进口连接，所述冷却器a(5)的出口与所述气液分离器a(6)的进口连接，所述气液分离器a(6)的气相出口分别与所述压缩机(7)进口和液相反应装置相连；所述气液分离器a(6)的液相出口与所述产品分离装置连接；所述压缩机(7)出口与所述进出料换热器a(4)的冷物料进口连接，所述进出料换热器a(4)的冷物料出口与汽化器(1)的第二原料进口连接。
14.根据权利要求11所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺系统，其特征在于，所述产品分离装置包括粗分塔和产品分离塔，所述粗分塔包括1#精馏塔(9)，所述1#精馏塔(9)塔顶冷凝器的液相产品出口与所述液相反应装置相连，所述1#精馏塔(9)塔釜液相出口与所述产品分离塔相连；
所述产品分离塔根据醋酸酯的组成设置产品分离塔；
当所述醋酸酯原料组分不含醋酸甲酯时，所述产品分离塔包括3#精馏塔(11)，所述1#精馏塔(9)的塔釜液相出口与所述3#精馏塔(11)的进口相连，所述3#精馏塔(11)塔顶采出无水乙醇(o3)；
当所述醋酸酯原料组分含有醋酸甲酯时，所述产品分离塔包括2#精馏塔(10)和3#精馏塔(11)，所述1#精馏塔(9)的塔釜液相出口与所述2#精馏塔(10)的进口相连，所述2#精馏塔(10)的塔顶采出甲醇产品(o2)，塔釜液相出口与所述3#精馏塔(11)的进口相连，所述3#精馏塔(11)塔顶采出乙醇产品(o3)。
15.根据权利要求12中所述的一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺系统，其特征在于，所述进出料换热器b(12)的冷物料进口分别与所述气相反应装置中的气液分离器a(6)的气相出口和所述产品分离装置中的1#精馏塔(9)塔顶冷凝器的液相产品出口相连。
技术总结本发明涉及一种醋酸酯加氢制乙醇的工艺方法以及系统，该方法包括气相加氢反应、产品分离和液相加氢反应，该系统包括气相反应装置、液相反应装置和产品分离装置，该系统通过液相反应装置与产品分离装置的部分耦合，利用气相反应装置的氢气，将气相反应液相产物中少量未转化的醋酸酯及其他含羰基的反应副产物进行液相加氢转化脱除，从而减少气相反应装置的循环量、增大产品收率、减少总弛放气排放量、降低产品分离难度以及节约系统能耗。与现有技术相比，本发明流程简单、单位产品能耗低、产品收率高、投资低、操作方便，易于工业大型化。
技术研发人员：田靖;赵娜;丁干红;吕建宁;王宏涛;尹佳子;张佳楠;张磊
受保护的技术使用者：惠生工程(中国)有限公司;天津大学;阳泉煤业(集团)有限责任公司
技术研发日：2018.11.30
技术公布日：2020.06.09
