一种煤制乙二醇副产品差压热耦合精馏工艺

技术领域

本发明涉及化工产品精馏领域，特别是一种煤制乙二醇副产品差压热耦合精馏工艺。

背景技术

我国具有煤炭资源丰富，石油和天然气较为缺乏的资源特点，基于现代煤化工的发展要 求，煤制乙二醇技术因其生产成本低，流程短等优点在国内被大范围推广。

目前国内企业只是采用减压精馏提取该副产物中的部分乙二醇，当副产物中1,2-丁二醇 提高至20％左右，乙二醇降至60-70％时就不再进一步处理，低值售出。每年将有30-40万吨 以上副产品产生，下游厂家也只是进一步回收乙二醇或简单处理后作为燃料使用，未产出1,2- 丁二醇和乙二醇合格产品，原因是未掌握乙二醇和1,2-丁二醇随压力的变化规律，未采用差 压精馏，单纯使用减压精馏，再有原料中的轻组分脱除不彻底也影响产品纯度。2017年美国 壳牌公司针对含糖或者含糖醇的原料的氢解生成乙二醇和1,2-丁二醇等混合物，提出了一种 分离乙二醇和1,2-丁二醇的工艺，只能得到较高纯度的乙二醇，但不能得到高纯度的1,2-丁 二醇产品，物料回收率不够高。该发明(US2017/0174596A1)内容只涉及了低压塔和高压塔， 外排量较大，产品收率低；虽提出的高压塔操作压力可为50-150kpa，但是由于物料热敏性显 著，易在高温下发生聚合等副反应，实际生产多采用减压精馏，即操作压力不超100kpa。

发明内容

本发明的目的为针对当前技术中存在的不足，提供一种煤制乙二醇副产品差压热耦合精 馏工艺。该工艺以脱轻塔、高压塔和低压塔的三塔流程为基础，配置脱轻塔热耦合再沸器(E1) 和低压塔热耦合再沸器(E2)，利用高温热源与低温物料进行换热，对低温物料进行加热， 来实现减少一次蒸汽用量，循环水耗量，明显降低能源消耗，节约运行成本。本发明实现了 分离提纯煤制乙二醇副产品中的乙二醇和1,2-丁二醇；通过使用差压热耦合装置，使二次热 源可以得到充分利用，降低能量消耗，可降低能耗约30％-35％。

本发明是采用以下技术方案实现的：

一种煤制乙二醇副产品差压热耦合精馏系统，该系统包括脱轻塔LPT1，高压塔HPT和 低压塔LPT2；进料泵P1经管道1连接脱轻塔LPT1进料口；脱轻塔LPT1塔顶蒸汽出口经冷凝器CX1与脱轻塔塔顶回流罐V1相连，回流罐V1出口与回流泵P2相连，回流泵P2出口 分别和采出管道3、脱轻塔LPT1塔顶相连；脱轻塔LPT1塔釜分别和再沸器RB1、脱轻塔热 耦合再沸器E1、进料泵P3相连；再沸器RB1、脱轻塔热耦合再沸器E1还分别与脱轻塔LPT1 塔釜相连，进料泵P3与高压塔HPT进料口相连；

高压塔HPT的塔顶分别和高压塔塔顶冷凝器CX2、低压塔热耦合再沸器E2相连；塔顶 冷凝器CX2和高压塔回流罐V2相连，低压塔热耦合再沸器E2的冷凝液出口与高压塔回流罐V2相连；高压塔回流罐V2出料口经高压塔回流泵P4分别与高压塔HPT塔顶、低压塔 LPT2进料口相连；高压塔HPT塔釜出口分两股，一股经高压塔再沸器RB2与高压塔HPT 塔底相连，另一股依次经高压塔出料泵P5、薄膜蒸发器TFE1、脱轻塔热耦合再沸器E1、乙 二醇产品开车冷凝器CX3与乙二醇产品罐V3相连；

低压塔LPT2塔顶依次与低压塔塔顶冷凝器CX4、低压塔回流罐V4、低压塔回流泵P6相连，低压塔回流泵P6的出口与三路管道相连，一路经管道8与低压塔LPT2塔顶相连，第 二路经管道9与轻组分采出口相连，第三路经管道10和管道11分别与高压塔HPT进料口和 脱轻塔LPT1进料口相连；低压塔LPT2塔釜与三路管道相连，一路经低压塔开车再沸器RB3 与低压塔LPT2塔底相连，第二路经低压塔热耦合再沸器E2与低压塔LPT2塔底相连，第三 路依次通过低压塔出料泵P7、低压塔薄膜蒸发器TFE2、1,2-丁二醇产品冷凝器CX5、1,2-丁 二醇产品罐V5、管道12与1,2-丁二醇采出口相连；

所述的脱轻塔LPT1、高压塔HPT、低压塔LPT2均为填料塔；脱轻塔LPT1的理论板数40-60，进料位置为30-40；高压塔HPT的理论板数70-90，进料位置53-68；低压塔LPT2的 理论板数50-75，进料位置35-41；

所述的再沸器RB1、RB2、RB3可选择热虹吸式再沸器、强制循环再沸器、降膜式再沸器或板式蒸发器，优选降膜式再沸器；

所述的热耦合再沸器E1和E2相同，可选择热虹吸式再沸器、强制循环再沸器、降膜式 再沸器或板式蒸发器，优选降膜式再沸器。

一种煤制乙二醇副产品差压热耦合精馏工艺，该工艺包括以下步骤：

原料通过进料泵P1经管道1进入脱轻塔LPT1进料口；脱轻塔LPT1塔顶蒸汽经冷凝器 CX1冷凝后进入脱轻塔塔顶回流罐V1，由回流罐V1流入回流泵P2，在泵出口分成两股，一股经管道3作为轻组分采出，另一股经管道2回流至脱轻塔LPT1塔顶；脱轻塔LPT1塔釜物 料一股经脱轻塔再沸器RB1换热后流回塔釜，一股经脱轻塔热耦合再沸器E1换热后流回塔釜，一股作为高压塔的原料经进料泵P3通过管道4送入高压塔HPT进料口；

高压塔HPT塔顶蒸汽进入低压塔热耦合再沸器E2，冷凝液进入回流罐V2，再流入回流 泵P4后分两股，一股经管道5回流至高压塔HPT塔顶，另一股经管道6流入低压塔LPT2 进料口；高压塔HPT塔釜物料分两股流出，一股经高压塔再沸器RB2加热后回流至塔底， 另一股作为乙二醇产品连接高压塔出料泵P5经薄膜蒸发器TFE1汽化脱色后在脱轻塔热耦合 再沸器E1中与脱轻塔塔底物料换热，之后经乙二醇产品开车冷凝器CX3后流入乙二醇产品 罐V3，由乙二醇产品罐V3经过管道7采出乙二醇产品；

低压塔LPT2塔顶蒸汽经低压塔塔顶冷凝器CX4流入低压塔回流罐V4，由回流罐V4流 入低压塔回流泵P6，分三股流出，一股经管道8回流至低压塔LPT2塔顶，一股作为轻组分经管道9采出，第三股作为原料经管道10和管道11分别回流至高压塔HPT进料口和脱轻塔LPT1进料口；低压塔LPT2塔釜产品一股经低压塔热耦合再沸器E2换热后回流至低压塔LPT2塔底，另一股流出的1,2-丁二醇产品连接低压塔出料泵P7经低压塔薄膜蒸发器TFE2汽化脱色后，经1,2-丁二醇产品冷凝器CX5冷凝后流入1,2-丁二醇产品罐V5，最后由产品罐V5经管道12采出产品1,2-丁二醇；

脱轻塔LPT1塔顶压力15-35Kpa，塔顶温度为130℃-158℃，塔顶的回流比为40-80：塔 釜温度为140℃-165℃；脱轻塔经管道1进料温度为25-30℃，管道11的进料温度为 84℃-130℃；

高压塔HPT塔顶压力为40-80Kpa，塔顶温度为164℃-187℃，塔顶回流比为4-7；塔釜 温度为170℃-190℃；高压塔经管道4进料温度为140℃-165℃，管道10进料温度为 84℃-130℃；

低压塔LPT2塔顶压力为1-10Kpa，塔顶温度为84℃-130℃，塔顶回流比为3-7；塔釜温 度为90℃-135℃；低压塔进料温度为164℃-187℃。

管道9、管道10、管道11的流量比例为0.001:0.899:0.1-0.01:0.79:0.2

再沸器RB1的管程温度为140℃-165℃、再沸器RB2的管程温度为170℃-190℃、再沸 器RB3的管程温度为90℃-135℃；热耦合再沸器E1的壳程温度为170℃-190℃，管程温度为140℃-165℃；热耦合再沸器E2的壳程温度164℃-187℃，管程温度为90℃-135℃；

所述的原料液的组成质量百分比包括乙二醇65％-85％，1-2丁二醇10％-30％，其它丁二 醇(2,3-丁二醇)0.1％-3％，1,2-丙二醇0.1％-1.5％，酯类(γ-丁内酯和碳酸乙烯酯等)0.01-0.1％％， 少量乙醇酸甲酯和草酸二甲酯)。

本发明的实质性特点：

当前技术中，乙二醇和1,2-丁二醇形成低沸点共沸物，差压分离乙二醇和1,2-丁二醇的 方法已有文献报道，本发明摸索出了共沸组成随压力变化的系统规律，增加了脱轻塔、脱轻 塔热耦合再沸器(E1)和低压塔热耦合再沸器(E2)，改变了操作压力(高压塔40-80kpa， 低压塔1-10kpa)，与文献报道(高压塔100kpa，低压塔30kpa)不同。

单纯的差压精馏系统在未引入热耦合再沸器之前是一个上下游相对独立的操作系统，引 入热耦合再沸器后把系统中物料的冷凝和蒸发耦合在一起，特别是在真空下操作，如果换热 效果达不到设计要求或流动阻力过大会直接导致系统压力发生紊乱直至停车，管道和设备阻 力、热耦合再沸器的设计选型和操作弹性直接影响系统操作压力的稳定，从而导致无法得到 高纯度的产品；操作温度大于190℃，聚合反应明显，副产物较多；操作压力低于1kpa会造 成真空系统和设备投资过高；物料循环分配比例的调节也是稳定系统物料平衡及有效脱除杂 质，保证产品纯度的关键，因此操作参数的优化确定受多方面的限制。

本发明设计的差压热耦合精馏系统通过脱轻塔、高压塔和低压塔、脱轻塔热耦合再沸器 (E1)和低压塔热耦合再沸器(E2)有机结合，低压塔顶采出物料一部分返回高压塔，一部 分返回脱轻塔，外排物料不超过1％。高压塔与低压塔操作压力之比一般不小于10，高压塔 操作压力不高于80kpa，低压塔操作压力不低于1kpa，同时保证高压塔塔顶与低压塔塔顶的 共沸组成含量变化大于5％，系统操作上限不小于120％，可得到合格的乙二醇和1,2-丁二醇 产品。

本发明的有益效果：

本发明设计科学合理，将高压塔塔顶蒸汽作为低压塔塔釜物料的加热介质，经过低压塔 热耦合再沸器E2为低压塔塔釜物料提供热量，同时将高压塔塔釜乙二醇产品经薄膜蒸发器汽 化脱色后可在脱轻塔热耦合再沸器E1中与脱轻塔LPT1塔釜物料进行部分换热，实现热耦合 的精馏，利用差压热耦合的技术手段降低了循环水的使用，充分利用二次热源，减少了蒸汽 量，大幅降低了生产成本和能耗，节约能耗30％-35％。

附图说明

图1为一种煤制乙二醇副产品差压热耦合精馏系统结构图；

图中，LPT1：脱轻塔；HPT：高压塔；LPT2：低压塔

P1：脱轻塔进料泵；P2：脱轻塔回流泵；P3：高压塔进料泵；P4：高压塔回流泵；P5：高压塔出料泵；P6：低压塔回流泵；P7：低压塔出料泵；CX1：脱轻塔塔顶冷凝器；CX2： 高压塔塔顶冷凝器；CX3：乙二醇产品开车冷凝器；CX4：低压塔塔顶冷凝器；CX5：1,2-丁 二醇产品冷凝器；V1：脱轻塔回流罐；V2：高压塔回流罐；V3：乙二醇产品罐；V4：低压 塔回流罐；V5：1,2-丁二醇产品罐；RB1：脱轻塔再沸器；RB2：高压塔塔釜再沸器；RB3： 低压塔开车再沸器；TFE1：薄膜蒸发器；TFE2：薄膜蒸发器；E1：脱轻塔热耦合再沸器； E2低压塔热耦合再沸器；SW1：流量阀门；SW2：流量阀门；

具体实施方式

下面结合附图1通过实例进一步介绍本发明。但以下实施例只是描述性的,不是限定性的, 不能以此限定本发明的保护范围。

一种煤制乙二醇副产品差压热耦合精馏系统，包括脱轻塔LPT1，高压塔HPT和低压塔 LPT2，原料通过进料泵P1经管道1进入脱轻塔LPT1进料口；脱轻塔LPT1塔顶蒸汽出口经冷凝器CX1与脱轻塔塔顶回流罐V1相连，回流罐V1出口与回流泵P2相连，回流泵P2出 口分别和采出管道3、脱轻塔LPT1塔顶相连；脱轻塔LPT1塔釜分别和再沸器RB1、脱轻塔 热耦合再沸器E1、进料泵P3相连；再沸器RB1、脱轻塔热耦合再沸器E1还分别与脱轻塔 LPT1塔釜相连，进料泵P3与高压塔HPT进料口相连；

高压塔HPT的塔顶分别和高压塔塔顶冷凝器CX2(经阀门SW1)、低压塔热耦合再沸器E2(经阀门SW2)相连；塔顶冷凝器CX2和高压塔回流罐V2相连，低压塔热耦合再沸 器E2的冷凝液出口与高压塔回流罐V2相连；高压塔回流罐V2出料口经高压塔回流泵P4 分别与高压塔HPT塔顶(经管道5)、低压塔LPT2(经管道6)进料口相连；高压塔HPT 塔釜出口分两股，一股经高压塔再沸器RB2与高压塔HPT塔底相连，另一股依次经高压塔 出料泵P5、薄膜蒸发器TFE1、脱轻塔热耦合再沸器E1、乙二醇产品开车冷凝器CX3与乙二 醇产品罐V3相连；

低压塔LPT2塔顶依次与低压塔塔顶冷凝器CX4、低压塔回流罐V4、低压塔回流泵P6相连，低压塔回流泵P6的出口与三路管道相连，一路经管道8与低压塔LPT2塔顶相连，第 二路经管道9与轻组分采出口相连，第三路经管道10和管道11分别与高压塔HPT进料口和 脱轻塔LPT1进料口相连；低压塔LPT2塔釜与三路管道相连，一路经低压塔开车再沸器RB3 与低压塔LPT2塔底相连，第二路经低压塔热耦合再沸器E2与低压塔LPT2塔底相连，第三 路依次通过低压塔出料泵P7、低压塔薄膜蒸发器TFE2、1,2-丁二醇产品冷凝器CX5、1,2-丁 二醇产品罐V5、管道12与1,2-丁二醇采出口相连；

所述的脱轻塔LPT1、高压塔HPT、低压塔LPT2均为填料塔；脱轻塔LPT1的理论板数40-60，进料位置为30-40；高压塔HPT的理论板数70-90，进料位置53-68；低压塔LPT2的 理论板数50-75，进料位置35-41；

所述的再沸器RB1、RB2、RB3可选择热虹吸式再沸器、强制循环再沸器、降膜式再沸器或板式蒸发器，优选降膜式再沸器；

所述的热耦合再沸器E1和E2相同，可选择热虹吸式再沸器、强制循环再沸器、降膜式 再沸器或板式蒸发器，优选降膜式再沸器。

一种煤制乙二醇副产品差压热耦合精馏工艺，该工艺包括以下步骤：

原料通过进料泵P1经管道1进入脱轻塔LPT1进料口；脱轻塔LPT1塔顶蒸汽经冷凝器 CX1冷凝后进入脱轻塔塔顶回流罐V1，由回流罐V1流入回流泵P2，在泵出口分成两股，一股经管道3作为轻组分采出，另一股经管道2回流至脱轻塔LPT1塔顶；脱轻塔LPT1塔釜物 料分三股流出，一股在开车初期流入再沸器RB1加热后流回脱轻塔LPT1塔釜，一股在开车 稳定之后经脱轻塔热耦合再沸器E1换热后流回塔釜，另一股作为原料经进料泵P3通过管道 4送入高压塔HPT进料口；

脱轻塔LPT1塔顶压力15-35Kpa，塔顶温度为130℃-158℃，塔顶的回流比为40-80：塔 釜温度为140℃-165℃；脱轻塔经管道1进料温度为25-30℃，管道11的进料温度为 84℃-130℃，塔顶出料温度为130℃-158℃；塔釜出料温度为140℃-165℃；

高压塔HPT塔顶压力为40-80Kpa，塔顶温度为164℃-187℃，塔顶回流比为4-7；塔釜 温度为170℃-190℃；高压塔经管道4进料温度为140℃-165℃，管道10进料温度为 84℃-130℃，塔顶出料温度为164℃-187℃；塔釜出料温度为170℃-190℃；

低压塔LPT2塔顶压力为1-10Kpa，塔顶温度为84℃-130℃，塔顶回流比为3-7；塔釜温 度为90℃-135℃；低压塔进料温度为164℃-187℃，塔顶出料温度为84℃-130℃，塔釜出料 温度为90℃-135℃。

管道9、10、11比例为0.001:0.899:0.1-0.01:0.79:0.2；

再沸器RB1的管程温度为140℃-165℃、再沸器RB2的管程温度为170℃-190℃、再沸 器RB3的管程温度为90℃-135℃；热耦合再沸器E1的壳程温度为170℃-190℃，管程温度为140℃-165℃；热耦合再沸器E2的壳程温度164℃-187℃，管程温度为90℃-135℃；

高压塔HPT在开车初期打开阀门SW1，SW2保持关闭，高压塔塔顶蒸汽在开车初期经高压塔塔顶冷凝器CX2流入高压塔回流罐V2，由回流罐V2流入高压塔回流泵P4，通过管 道5回流至高压塔HPT塔顶；在开车稳定后，打开SW2，同时逐渐关小SW1，使其流量控 制在1％-20％，使高压塔塔顶蒸汽进入低压塔热耦合再沸器E2，冷凝液进入回流罐V2，再流 入回流泵P4后分两股，一股经管道5回流至高压塔HPT塔顶，另一股经管道6流入低压塔 LPT2进料口；高压塔HPT塔釜物料分两股流出，一股经高压塔再沸器RB2加热后回流至塔 底，另一股作为乙二醇产品连接高压塔出料泵P5经薄膜蒸发器TFE1汽化脱色后在脱轻塔热 耦合再沸器E1中与脱轻塔塔底物料换热，之后经乙二醇产品开车冷凝器CX3后流入乙二醇 产品罐V3，由乙二醇产品罐V3经过管道7采出乙二醇产品；

低压塔LPT2塔顶蒸汽经低压塔塔顶冷凝器CX4流入低压塔回流罐V4，由回流罐V4流 入低压塔回流泵P6，分三股流出，一股经管道8回流至低压塔LPT2塔顶，一股作为轻组分经管道9采出，第三股作为原料经管道10和管道11分别回流至高压塔HPT进料口和脱轻塔LPT1进料口；低压塔LPT2塔釜产品分三股流出，一股在开车初期经低压塔开车再沸器RB3回流至低压塔LPT2塔底，一股在开车稳定后流经低压塔热耦合再沸器E2换热后回流至低压塔LPT2塔底，第三股流出的1,2-丁二醇产品连接低压塔出料泵P7经低压塔薄膜蒸发器TFE2汽化脱色后经1,2-丁二醇产品冷凝器CX5冷凝后流入1,2-丁二醇产品罐V5，最后由产品罐V5经管道12采出产品1,2-丁二醇。

所述的轻组分经管道3采出物为(部分乙二醇、1,2-丁二醇、2,3-丁二醇、1,2-丙二醇、 碳酸乙烯酯、γ-丁内酯、乙醇酸甲酯、草酸二甲酯，用于制备防冻液、醇基燃料)

所述的轻组分经管道9采出物为(部分乙二醇、1,2-丁二醇、2,3-丁二醇、1,2-丙二醇、γ- 丁内酯、乙醇酸甲酯、草酸二甲酯)

所述的开车初期是在整个装置刚启动，操作温度、操作压力、公用工程耗量、产品纯度 等没有达到设计要求，存在上下波动或过高、过低的情况；开车稳定是操作温度、操作压力、 公用工程耗量、产品纯度等达到设计要求，达到一个稳定值；两个状态概念均为公知常识。

实施例1

以每小时处理3.6吨煤制乙二醇副产品原料液为例进行叙述。

所述的原料液包括(乙二醇82％，1-2丁二醇17.6％，其它丁二醇(2,3-丁二醇)0.2％， 1,2-丙二醇0.1％，酯类(γ-丁内酯和碳酸乙烯酯等)0.08％，少量乙醇酸甲酯和草酸二甲酯)。

一种煤制乙二醇副产品差压热耦合精馏系统，如图1所示，来自反应罐区的煤制乙二醇 副产物原料液温度为25℃，经脱轻塔进料泵P1压力增至300KPa送入脱轻塔LPT1，脱轻塔 塔板数为48，进料位置为35，操作压力为15KPa，塔顶温度为136℃，塔釜温度为144℃，塔顶回流比为60，进入脱轻塔的物料经再沸器加热，达到分离要求的塔釜液体经进料泵P3作为原料流入高压塔HPT；在开车稳定后，脱轻塔LPT1塔釜的物料可以与来自高压塔HPT 经汽化脱色的乙二醇产品在乙二醇产品冷凝器处换热。高压塔HPT塔板数为70，进料位置为53，进料温度为144℃，进料压力为300Kpa，塔顶温度为172℃，塔顶回流比为4.8，塔釜温 度为176.5℃，高压塔HPT操作压力为50KPa，塔顶乙二醇和1,2-丁二醇共沸组成中乙二醇 质量分数为40.6％，高压塔HPT塔顶蒸汽在开车初期经高压塔塔顶冷凝器CX2冷凝后经高压塔回流罐V2后送回高压塔塔顶，在开车稳定后，调小SW1的流量降低至17％，打开SW2 流量为83％，高压塔塔顶蒸汽经低压塔热耦合再沸器E2与低压塔LPT2的塔底物料换热后流 入回流罐V2，之后经高压塔回流泵P4分两股流出，一股流回高压塔HPT塔顶，另一股作为 原料流入低压塔LPT2；高压塔塔釜物料经高压塔再沸器RB2加热，达到分离要求的乙二醇 产品经薄膜蒸发器TFE1汽化脱色后与脱轻塔LPT1塔釜物料在脱轻塔热耦合再沸器E1换热， 之后乙二醇产品经过乙二醇产品开车冷凝器CX3冷凝后流入乙二醇产品罐V3，经管道7采 出乙二醇产品，流量为2.92t/h，纯度在99％以上。低压塔LPT2塔板数60，进料位置35，进 料温度为172℃，进料压力为300Kpa，塔顶温度为114℃，塔釜温度为124℃，低压塔LPT2 的操作压力为5Kpa，塔顶回流比为4，塔顶乙二醇和1,2-丁二醇共沸组成中乙二醇质量分数 为46.2％，低压塔LPT2塔底物料可与高压塔HPT塔顶蒸汽在低压塔热耦合再沸器E2处换热 后回流至低压塔塔底；低压塔LPT2塔顶蒸汽经低压塔塔顶冷凝器冷凝后回流至低压塔回流罐V4，回流罐V4中的产品一部分经低压塔回流泵P6流入脱轻塔LPT1和高压塔HPT作为 原料，温度为114℃，压力为300Kpa，一部分回流到低压塔塔顶，另一部分作为轻组分流出， 管道9、10、11的流量比例为0.001:0.899:0.1。低压塔塔釜物料在开车初期经低压塔开车再沸器RB3加热，开车稳定后，达到分离要求的1,2-丁二醇产品经低压塔出料泵P7流入薄膜蒸发器TFE2汽化脱色后冷凝得到1,2-丁二醇产品，流量为0.44t/h，纯度为98％以上。(在装置稳定运行时进料量波动至4.2t/h时也可得到合格的产品)

以上实例中通过设定高低压塔的操作压力差，将高压塔HPT塔顶蒸汽与低压塔LPT2塔 釜物料进行换热，高压塔塔顶蒸汽液化放出热量完全满足低压塔塔釜物料的热量需求；同时 高压塔HPT塔釜采出乙二醇产品在汽化脱色后与脱轻塔LPT1塔釜物料进行换热，汽化脱色 后的乙二醇产品能为脱轻塔LPT1塔釜物料提供部分热量。

实施例2

其他步骤同实施例1，不同之处为，进料量由3.6t/h变为4.2t/h，脱轻塔的操作压力由15Kpa 变为35Kpa，塔顶温度由136℃变为158℃，塔釜温度由144℃变为165℃，塔板数由48变 为55，进料位置由35变为42；高压塔操作压力由50Kpa变为80Kpa，塔顶温度由172℃变 为187℃，塔釜温度由176.5℃变为190℃，塔板数由70变为82，进料位置由53变为66，回流比由4.8变为4.2，塔釜采出乙二醇3.4t/h，纯度99％以上；低压塔操作压力由5Kpa变为3Kpa，塔顶温度由114℃变为104℃，回流比由4变为3.25，塔板数由60变为61，进料位置 由35变为39，塔釜温度由124℃变为117℃，塔釜采出1,2-丁二醇0.52t/h，纯度为98％以上；节能35％。

对比例1

同样每小时处理3.6吨煤制乙二醇副产品原料液，采用普通的差压精馏装置(如差精馏 装置文献中已有报道(US2017/0174596A1)，对比例1中的能量消耗，循环水消耗量等数据 是源于相同物料处理量下无热耦合的模拟计算)调节塔内压力，回流比得到合格的乙二醇产 品。

对比例1所消耗的热物流能量为12084KW，而实施例1中所消耗的热物流能量为8040KW，实例1相比对比例1装置总体可以节约能耗约33.4％。同时，循环水的用量也明显降低，实施例1循环水使用量为819t/h，对比例1循环水使用量为1330.6t/h，实施例1相较于对比例1循环水耗量减少510.8t/h。

本发明未尽事宜为公知技术。