CN105732332B - 基于多相催化的甘油烷基醚生产方法和生产装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种基于多相催化的甘油烷基醚生产方法，液体甘油从鼓泡塔反应器的中上部进入塔内，与气化后由塔底进入经气体分布器分散的低碳醇逆向接触，在催化剂作用下多相反应生成甘油烷基醚，向上经过回流除沫区移出反应器，闪蒸分离得到甘油烷基醚成品。本发明生产方法转化率高、能耗低、催化剂使用寿命长，反应产物中甘油二烷基醚和甘油三烷基醚的摩尔浓度达到66%以上。

Description

基于多相催化的甘油烷基醚生产方法和生产装置

技术领域

本发明涉及甘油烷基醚的生产方法，特别是涉及一种利用甘油与低碳醇多相催化制备甘油烷基醚的连续化生产方法。

背景技术

为了减少对化石能源的过度依赖，人类开始高度重视生物柴油产业的发展。然而，每生成1吨生物柴油，会副产100公斤左右的甘油，这直接导致了甘油市场供大于求，价格持续下跌，将甘油转化为其他高附加值产品成为重要的研发方向。近年来，包括甲醇、乙醇在内的低碳醇产品也呈现出产能过剩、价格连跌的滞销态势，因此，围绕低碳醇类进行下游产业链开发亦成为当下研究的热点。

甘油烷基醚是一种非常有潜力的新型含氧燃料添加剂，其可以替代对水有污染的甲基叔丁基醚用于改善汽油辛烷值，还可与柴油良好互溶，降低柴油黏度，改善柴油的低温流动性，并能显著降低尾气中颗粒物黑烟、未燃尽碳氢化合物以及一氧化碳的排放量。

考虑到甘油和包括甲醇、乙醇在内的低碳醇产品均为大宗化学品，将二者进行脱水反应制备甘油单烷基醚、甘油二烷基醚和甘油三烷基醚混合物用于燃料添加剂，不仅会提升油品品质，而且在延长甘油和甲醇、乙醇等低碳醇类下游产业链，促进车用能源清洁利用等方面能够产生重大的经济和社会效益。

近年来已有部分甘油与乙醇、叔丁醇等低碳醇类脱水制取烷基甘油醚的文献报道，这些报道所提及的甘油烷基醚生产工艺主要包括固定床气相连续催化反应和间歇式高压搅拌釜密闭催化反应。

固定床气相连续催化反应简称“气相反应”，是将甘油与低碳醇原料按一定比例以液相形式混合，再将混合液加热至高于甘油沸点291℃，以气相形式通过固定床反应器进行催化反应，然后再进行后续分离操作。该工艺的优点是可以保证甘油与低碳醇分子充分混合，以均相参与反应，缺点在于反应温度必须高于291℃，反应平衡受到热力学限制，带来了转化率降低、副产物过多、催化剂失活快、能耗较高等一系列技术难题。CN 104788280A采用该固定床气相连续催化工艺进行甘油芳构化制备轻质芳烃。

间歇式高压搅拌釜密闭催化反应简称“间歇反应”，是将甘油与低碳醇类辅以悬浮催化剂颗粒一次性调配好后投料至搅拌釜中，进行密闭条件下搅拌升温催化反应的过程。例如，CN 102093173A公布了甘油与乙醇在密闭不锈钢高压反应釜中进行酯化反应的生产工艺；CN 101970390A公布了一种采用密闭搅拌反应器进行甘油和伯醇反应制取烷基甘油醚的生产工艺；CN 104058933A公布了在密闭反应釜中160～250℃进行粗甘油催化氢解制备丙二醇的方法。这类工艺存在的不足是：首先，属于间歇式批次反应，人工投入大，影响因素多，不适合大规模连续化工业化生产；第二，由于反应过程生成的大量水无法及时移出反应体系，使得化学平衡向左移动，原料转化率降低，不利于产物的生成，过量水的存在还会导致催化剂失活快，限制生产效率；第三，分离效率低，三废产生多，不利于环境保护和资源循环高效利用。

需要指出的是，在甘油烷基醚混合物中，甘油二烷基醚和甘油三烷基醚对于油品辛烷值、互溶性、低温流动性的改进效果明显。因此，提升产品中甘油二烷基醚和甘油三烷基醚的含量，是甘油烷基醚作为油品添加剂的关键。而根据现有报道，无论是固定床气相连续催化的“气相反应”，还是间歇式高压搅拌釜密闭催化的“间歇反应”，生成产物中60%以上为甘油单烷基醚，甘油二烷基醚和甘油三烷基醚的含量不超过20%，这对于油品品质和效能提升非常有限。

发明内容

本发明的目的是提供一种基于多相催化的甘油烷基醚生产方法，通过甘油和低碳醇在鼓泡塔内逆向进料、多相催化以制备甘油烷基醚。

本发明所述的基于多相催化的甘油烷基醚生产方法是在一个鼓泡塔反应器中连续进行的，其具体方法为：

a) 在一个上部设置有回流除沫区、底部设置有气体分布器的鼓泡塔反应器的反应区内装填固体醇类脱水催化剂；

b) 液体甘油从鼓泡塔反应器的中上部、回流除沫区的下方进入塔内反应区，使反应区内装填的催化剂悬浮在液体甘油内；

c) 气化后的低碳醇由塔底进入鼓泡塔反应器中，通过塔底部设置的气体分布器分散在液体甘油中，与甘油逆向接触，在设定的反应温度下由催化剂作用与甘油反应生成甘油烷基醚；

d) 反应生成的甘油烷基醚、水，以及未反应的甘油和低碳醇向上进入塔顶部的回流除沫区，其中的甘油和绝大部分的甘油单烷基醚被冷凝成液体回流至反应区，其余组分包括甘油二烷基醚、甘油三烷基醚、水和低碳醇以气相的形式通过回流除沫区，从塔顶部离开反应器；

e) 从鼓泡塔反应器顶部出来的组分以气相形式减压进入闪蒸塔，在闪蒸塔内实现气液相分离，其中气相组分从闪蒸塔顶部移出，液相组分从闪蒸塔下部流出得到甘油烷基醚成品；

f) 从闪蒸塔顶部移出的气相组分进入精馏塔，其中沸点低的组分经由精馏段从塔顶部移出后冷凝回收，沸点高的组分经由提馏段从塔底移出至再沸器，未再沸的组分从釜底排出收集。

本发明生产方法中，甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、正丁醇、异丁醇、仲丁醇、叔丁醇中的一种或任意几种的混合物均可以作为低碳醇与甘油进行反应，通过调整相应的工艺参数，均可制得相应基团的甘油烷基醚。

本发明上述生产方法中，所述鼓泡塔内反应区的温度为64～291℃，压力0.01～3.0MPa。

在本发明的生产过程中，控制低碳醇与甘油的进料质量比为3～5∶1。其中，本发明通过鼓泡塔反应器反应区内设置的液位控制装置，自动控制液体甘油进料，使反应区内的液体甘油始终处于规定的液位高度；所述低碳醇相对催化剂的质量空速控制为0.01～10h^-1。

优选地，本发明在所述鼓泡塔反应器内装填的固体醇类脱水催化剂的粒径为20～250目。

进一步地，所述闪蒸塔的进料温度为143～241℃，压力0.01～3.0MPa，从塔顶蒸出低碳醇和水，塔釜得到甘油烷基醚。

本发明还在闪蒸塔的后部设置精馏塔，以脱除低碳醇中的水分后，收集低碳醇循环使用。其中精馏塔的进料温度为100～143℃，压力为0.01～3.0MPa。

进一步地，本发明还提供了用于所述甘油烷基醚生产方法的生产装置，所述生产装置包括：

一个鼓泡塔反应器，所述鼓泡塔反应器的中下部为反应区，上部设置有填料回流除沫器，塔底设置气体分布器；液相进料口设置在鼓泡塔反应器的中上部、填料回流除沫器的下方，气相进料口设置在反应器底部，与气体分布器连通，在反应器顶部设置有反应物料出口；

一个液体甘油储槽，通过管路与鼓泡塔反应器中上部的液相进料口连接，用于将液体甘油送入反应器的反应区内，在所述连接管路上设置有甘油进料泵；

一个低碳醇储槽，用于贮存低碳醇；

一个气化器，其进口通过低碳醇进料泵与低碳醇储槽连接，出口连接至鼓泡塔反应器底部的气相进料口，用于将低碳醇储槽内的低碳醇气化后输送至鼓泡塔反应器内；

一个闪蒸塔，与鼓泡塔反应器顶部反应物料出口连通，移出鼓泡塔反应器的反应物料进入闪蒸塔内进行气液分离，得到气相的低碳醇与水混合物，以及液相的反应产物甘油烷基醚；

一个甘油烷基醚储槽，通过管路与闪蒸塔底部连通，用于收集闪蒸塔内分离得到的甘油烷基醚；

一个精馏塔，其进料口连接闪蒸塔顶部出料口，出自闪蒸塔顶部的低碳醇与水混合物在精馏塔内进行分离；

以及，

一个冷凝器，连接在精馏塔的顶部，用于冷凝精馏塔顶部馏出的低沸点组分。

本发明所述生产装置的核心装置为鼓泡塔反应器，所述鼓泡塔反应器的高径比为10～80∶1，优选为20∶1。

具体地，所述鼓泡塔反应器的反应区内的持液高度与鼓泡塔内径之比为优选为5～15∶1，更最优为10∶1。

进一步地，所述鼓泡塔反应器上部设置的填料回流除沫器的厚度为鼓泡塔内径的2～5倍，在除沫器内装填有规整或散装的填料。

本发明设置于鼓泡塔反应器底部的气体分布器为多孔结构的气体分布器，确保气化后的低碳醇原料能够以微小气泡形式进入塔内，与液体甘油在催化剂表面上进行气液催化反应。

为了及时进料以补充鼓泡塔反应器内消耗的液体甘油，本发明还在鼓泡塔反应器的反应区内安装有液位传感器，当反应区内的甘油液面低于设定数值时，即可通过液位控制器启动甘油进料泵进料，当液面高于设定数值时，则自动停止进料。

本发明还可以在鼓泡塔反应器的反应区内设置桨叶、电磁子等用于搅拌的设备，所述搅拌设备的搅拌转速为100～10000转/分钟。

其中，当低碳醇的沸点低于水的沸点时，所述冷凝器与低碳醇储槽连接，精馏塔顶部馏出的低碳醇冷凝后返回低碳醇储槽中；而当低碳醇的沸点高于水的沸点时，则是将精馏塔底部与低碳醇储槽连接，用于将精馏塔釜底排出的低碳醇返回低碳醇储槽中。

其中，为了降低甘油粘度过高对甘油进料泵的影响，本发明还可以在甘油储槽外侧增加换热设备，将液体甘油预热至40～60℃后再进行进料。

本发明针对现有固定床气相连续催化反应过程存在的反应温度过高、能耗较大等缺陷，以及间歇式高压搅拌釜密闭催化反应过程中水含量过大导致的催化剂失活等技术难题，在进行大量理论模拟和实验验证的基础上，充分利用甘油沸点高，低碳醇及生成的甘油烷基醚沸点低，且沸点差值幅度较大的物性特点，创造性地提出一种将甘油和低碳醇在特制的鼓泡塔反应器内逆向进料、多相催化制备甘油烷基醚的生产工艺。

本发明提供的多相催化甘油烷基醚生产方法中，鼓泡塔反应器反应区内反应生成的甘油二烷基醚、甘油三烷基醚、水以及未反应的低碳醇在压差和密度差作用下向上流入回流除沫区。由于向上气流的夹带作用，少量的甘油单烷基醚和未反应的甘油也可能被裹挟至回流除沫区。但由于除沫区温度比反应区稍低，夹带出的绝大部分甘油单烷基醚和甘油被冷凝成液体回流至反应区，其余组分则以气相形式从反应器的顶部移出，由此实现了降低甘油烷基醚产品中甘油单烷基醚含量，提高甘油烷基醚品质的目的。

与现有技术比较，本发明具有下述有益效果。

1) 相较于固定床气相催化工艺291℃以上的反应温度，本发明选择了64～291℃的低温反应区间，反应平衡转化率较前者提高了10～45%，同时可以将反应过程能耗降低15～60%。

2) 相较于间歇式高压搅拌釜密闭催化工艺，本发明在反应器顶部设置填料回流除沫装置，更有利于精确控制反应器顶部出口组分的温度和组成，及时将生成的水分有效地移出反应体系，起到了反应蒸馏耦合效果，打破化学热力学平衡，有效提高反应转化率，延长催化剂的使用寿命。而间歇高压搅拌釜密闭催化反应工艺的最大难题正是解决反应体系大量水的生成对催化剂的活性和稳定性的持续和不可修复破坏作用。

3) 本发明通过优化鼓泡塔反应器内催化剂使用段的温度，使反应体系维持在高于低碳醇、水、甘油三烷基醚和甘油二烷基醚沸点，但不超过甘油单烷基醚沸点的温度区间，有利于甘油二烷基醚和甘油三烷基醚在反应体系中持续累积，使得反应产物中甘油二烷基醚和甘油三烷基醚的产物摩尔浓度达到66%以上，更加符合车用燃料添加剂的使用要求。而常规固定床气相催化工艺中的甘油单烷基醚含量一般高达60%以上，对燃料效能提高有限。

4) 本发明在反应器的反应区内设置液位传感器控制液体甘油自动进样，有利于反应器内液体甘油的及时补充，可以维持反应原料的持续供给。同时，采用高径比较大的鼓泡塔反应设备，可以充分确保气液固三相充分混合接触，可以适应大型工业化连续化生产的需要。

5) 本发明的反应步骤少，工艺流程简便，生产成本低，易于实现产业化，既促进了生物柴油产业健康发展，又延伸了甲醇、乙醇等低碳醇类的下游产业链，同时促进了现有车用汽柴油的清洁高效利用，具有较好的经济效益和社会效益。

附图说明

图1是本发明甘油烷基醚生产装置的结构示意图。

图2是本发明甘油烷基醚生产装置的另一结构示意图。

图中：1—甘油储槽；2—低碳醇储槽；3—甘油进料泵；4—低碳醇进料泵；5—气化器；6—鼓泡塔反应器；7—气体分布器；8——填料回流除沫器；9—液位传感器；10—液位控制器；11——闪蒸塔；12—甘油烷基醚储槽；13—精馏塔；14—水储槽；15—冷凝器；16—回流罐；17—再沸器。

具体实施方式

下述实施例仅为本发明的优选技术方案，并不用于对本发明进行任何限制。对于本领域技术人员而言，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

实施例1

甘油烷基醚生产装置的结构如图1，主要由甘油储槽1、低碳醇储槽2、鼓泡塔反应器6、闪蒸塔11和精馏塔13等组成。

鼓泡塔反应器6的上部设置有填料回流除沫器8，中下部为反应区，塔底设置气体分布器7；在填料回流除沫器8内装填有规整或散装的填料，反应区内装填有固体醇类脱水催化剂，并安装有液位传感器9，通过液位控制器10与甘油进料泵3电连接；液相进料口设置在鼓泡塔反应器的中上部、填料回流除沫器的下方，气相进料口设置在反应器底部，与气体分布器连通，在反应器顶部设置有反应物料出口。

液体甘油储槽1通过管路和甘油进料泵3与鼓泡塔反应器6的液相进料口连接，低碳醇储槽2顺次连接低碳醇进料泵4和气化器5后，与鼓泡塔反应器的气相进料口连接。鼓泡塔反应器的反应物料出口连通闪蒸塔11的进料口，闪蒸塔11底部出料口连接甘油烷基醚储槽12，顶部出料口与精馏塔13的进料口连接。精馏塔13顶部出料口连接一个冷凝器15和回流罐16，回流罐16同时与精馏塔和低碳醇储槽管路连接，精馏塔顶部馏出的低碳醇冷凝后一部分返回至精馏塔内，另一部分返回低碳醇储槽中；在精馏塔底部设置再沸器17，并连接有水储槽14。

其中，鼓泡塔反应器的高径比为20∶1，持液高度10倍于反应器内径。在反应器内装填催化剂SBA-15，粒径200目。

依次开启进料泵，将甲醇与甘油按照5∶1的液态体积流量比泵入反应器内，控制甲醇的质量空速为3h^-1。其中甲醇先通过换热器预热至65℃气化后再进入反应器，甘油则直接送入反应器。设定反应器内的反应温度为190℃，压力为0.3Mpa；闪蒸塔进料温度181℃，闪蒸压力0.3Mpa；精馏塔进料温度110℃，回流比2。实验结果见表1。

实施例2

生产装置同实施例1。反应器内装填催化剂MCM-22，粒径200目。将乙醇与甘油按照5∶1的液态体积流量比泵入反应器内，控制乙醇的质量空速为3h^-1。其中乙醇先通过换热器预热至79℃气化后再进入反应器，甘油则直接送入反应器。设定反应器内的反应温度为225℃，压力为0.3Mpa；闪蒸塔进料温度220℃，闪蒸压力0.3Mpa；精馏塔进料温度115℃，回流比3。实验结果见表1。

实施例3

生产装置同实施例1。反应器内装填催化剂MCM-41，粒径200目。依次开启液体进料泵，将正丙醇与甘油按照5∶1的液态体积流量比泵入反应器内，控制正丙醇的质量空速为3h^-1。将正丙醇先通过换热器预热至98℃气化后再进入反应器，甘油则直接送入反应器。设定反应器内的反应温度为245℃，压力为0.3Mpa；闪蒸塔进料温度230℃，闪蒸压力0.3Mpa；精馏塔进料温度130℃，回流比5。实验结果见表1。

实施例4

生产装置同实施例1。反应器内装填催化剂MCM-41，粒径200目。依次开启液体进料泵，将异丙醇与甘油按照5∶1的液态体积流量比泵入反应器内，控制异丙醇的质量空速为3h^-1。将异丙醇先通过换热器预热至83℃气化后再进入反应器，甘油则直接送入反应器。设定反应器内的反应温度为230℃，压力为0.3Mpa；闪蒸塔进料温度225℃，闪蒸压力0.3Mpa；精馏塔进料温度120℃，回流比3.5。实验结果见表1。

实施例5

生产装置同实施例1。反应器内装填催化剂MCM-41，粒径200目。依次开启液体进料泵，将仲丁醇与甘油按照5∶1的液态体积流量比泵入反应器内，控制仲丁醇的质量空速为3h^-1。将仲丁醇先通过换热器预热至99℃气化后再进入反应器，甘油则直接送入反应器。设定反应器内的反应温度为250℃，压力为0.3Mpa；闪蒸塔进料温度235℃，闪蒸压力0.3Mpa；精馏塔进料温度135℃，回流比5.5。实验结果见表1。

实施例6

生产装置同实施例1。反应器内装填催化剂MCM-41，粒径200目。依次开启液体进料泵，将叔丁醇与甘油按照5∶1的液态体积流量比泵入反应器内，控制叔丁醇的质量空速为3h^-1。为了保证叔丁醇不发生凝固，在叔丁醇储槽外增加保温设备，使其储存温度大于26℃。将叔丁醇先通过换热器预热至83℃气化后再进入反应器，甘油则直接送入反应器。设定反应器内的反应温度为232℃，压力为0.3Mpa；闪蒸塔进料温度228℃，闪蒸压力0.3Mpa；精馏塔进料温度120℃，回流比2.5。实验结果见表1。

实施例7

甘油烷基醚生产装置的结构如图2，其鼓泡塔反应器、闪蒸汽部分与图1结构完全相同，区别仅在于精馏塔部分。精馏塔13顶部出料口连接一个冷凝器15和回流罐16，回流罐16同时与精馏塔和水储槽管路连接，精馏塔顶部馏出的水冷凝后一部分返回至精馏塔内，另一部分返回水储槽中；在精馏塔底部设置再沸器17，并连接有低碳醇储槽14。

反应器内装填催化剂MCM-41，粒径200目。依次开启液体进料泵，将正丁醇与甘油按照5∶1的液态体积流量比泵入反应器内，控制正丁醇的质量空速为3h^-1。将正丁醇先通过换热器预热至118℃气化后再进入反应器，甘油则直接送入反应器。设定反应器内的反应温度为255℃，压力为0.3Mpa；闪蒸塔进料温度241℃，闪蒸压力0.3Mpa；精馏塔进料温度140℃，回流比6.5。实验结果见表1。

实施例8

生产装置同实施例7。反应器内装填催化剂MCM-41，粒径200目。依次开启液体进料泵，将异丁醇与甘油按照5∶1的液态体积流量比泵入反应器内，控制异丁醇的质量空速为3h^-1。将异丁醇先通过换热器预热至108℃气化后再进入反应器，甘油则直接送入反应器。设定反应器内的反应温度为248℃，压力为0.3Mpa；闪蒸塔进料温度238℃，闪蒸压力0.3Mpa；精馏塔进料温度138℃，回流比6。实验结果见表1。

Claims (10)

1.一种基于多相催化的甘油烷基醚生产方法，所述方法为：

a) 在一个上部设置有回流除沫区、底部设置有气体分布器的鼓泡塔反应器的反应区内装填固体醇类脱水催化剂；

b) 液体甘油从鼓泡塔反应器的中上部、回流除沫区的下方进入塔内反应区，使反应区内装填的催化剂悬浮在液体甘油内；

c) 气化后的低碳醇由塔底进入鼓泡塔反应器中，通过塔底部设置的气体分布器分散在液体甘油中，与甘油逆向接触，在设定的反应温度下由催化剂作用与甘油反应生成甘油烷基醚；

d) 反应生成的甘油烷基醚、水，以及未反应的甘油和低碳醇向上进入塔顶部的回流除沫区，其中的甘油和绝大部分的甘油单烷基醚被冷凝成液体回流至反应区，其余组分包括甘油二烷基醚、甘油三烷基醚、水和低碳醇以气相的形式通过回流除沫区，从塔顶部离开反应器；

e) 从鼓泡塔反应器顶部出来的组分以气相形式减压进入闪蒸塔，在闪蒸塔内实现气液相分离，其中气相组分从闪蒸塔顶部移出，液相组分从闪蒸塔下部流出得到甘油烷基醚成品；

f) 从闪蒸塔顶部移出的气相组分进入精馏塔，其中沸点低的组分经由精馏段从塔顶部移出后冷凝回收，沸点高的组分经由提馏段从塔底移出至再沸器，未再沸的组分从釜底排出收集；

其中，所述的低碳醇为甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、正丁醇、异丁醇、仲丁醇、叔丁醇中的一种或任意几种的混合物。

2.根据权利要求1所述的甘油烷基醚生产方法，其特征是所述鼓泡塔内反应区的温度为64～291℃，压力0.01～3.0MPa。

3.根据权利要求1所述的甘油烷基醚生产方法，其特征是所述低碳醇与甘油的进料质量比为3～5∶1，低碳醇相对催化剂的质量空速控制为0.01～10h^-1。

4.根据权利要求1所述的甘油烷基醚生产方法，其特征是所述闪蒸塔的进料温度为143～241℃，压力0.01～3.0MPa。

5.根据权利要求1所述的甘油烷基醚生产方法，其特征是所述精馏塔的进料温度为100～143℃，压力为0.01～3.0MPa。

6.一种用于权利要求1所述甘油烷基醚生产方法的生产装置，包括：

一个鼓泡塔反应器，所述鼓泡塔反应器的中下部为反应区，上部设置有填料回流除沫器，塔底设置气体分布器；液相进料口设置在鼓泡塔反应器的中上部、填料回流除沫器的下方，气相进料口设置在反应器底部，与气体分布器连通，在反应器顶部设置有反应物料出口；

一个液体甘油储槽，通过管路与鼓泡塔反应器中上部的液相进料口连接，用于将液体甘油送入反应器的反应区内，在所述连接管路上设置有甘油进料泵；

一个低碳醇储槽，用于贮存低碳醇；

一个气化器，其进口通过低碳醇进料泵与低碳醇储槽连接，出口连接至鼓泡塔反应器底部的气相进料口，用于将低碳醇储槽内的低碳醇气化后输送至鼓泡塔反应器内；

一个闪蒸塔，与鼓泡塔反应器顶部反应物料出口连通，移出鼓泡塔反应器的反应物料进入闪蒸塔内进行气液分离，得到气相的低碳醇与水混合物，以及液相的反应产物甘油烷基醚；

一个甘油烷基醚储槽，通过管路与闪蒸塔底部连通，用于收集闪蒸塔内分离得到的甘油烷基醚；

一个精馏塔，其进料口连接闪蒸塔顶部出料口，出自闪蒸塔顶部的低碳醇与水混合物在精馏塔内进行分离；

以及，

一个冷凝器，连接在精馏塔的顶部，用于冷凝精馏塔顶部馏出的低沸点组分。

7.根据权利要求6所述的生产装置，其特征是所述鼓泡塔反应器的高径比为10～80∶1。

8.根据权利要求7所述的生产装置，其特征是所述鼓泡塔反应器的高径比为20∶1。

9.根据权利要求8所述的生产装置，其特征是所述鼓泡塔反应器反应区内的持液高度与鼓泡塔内径之比为5～15∶1。

10.根据权利要求8所述的生产装置，其特征是所述填料回流除沫器的厚度为鼓泡塔内径的2～5倍。