CN108033875B - 一种连续生产二元醇醚的系统及其方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种连续生产二元醇醚的系统及其方法，所述系统包括相连的微通道反应单元与分离精制单元，所述微通道反应单元包括相互连接的微通道反应器和脱轻罐，所述微通道反应单元包括至少一个微通道反应器；本发明还提供了一种生产方法；本发明所提供的连续生产二元醇醚的系统具有返混小，换热效率高等优势，降低了反应进料醇比，副产物减少，简化工艺过程，提高环氧化物的转化率，转化率可达99.9％以上，提高二元醇醚的选择性，选择性可达96％左右，提高生产效率，降低了生产能耗，提升了经济效益。

Description

一种连续生产二元醇醚的系统及其方法

技术领域

本发明属于化工技术领域，涉及一种连续生产二元醇醚的系统及其方法。

背景技术

醇醚是一种传统的良好有机化工溶剂，被广泛的应用于燃料抗冻剂、清洗剂、萃取剂、柔印油墨、丝印油墨、有色金属选矿剂等方面，其中乙二醇单丁醚、丙二醇单甲醚，是工业上较常用的两类大宗溶剂产品。丙二醇单甲醚(Propylene glycol monomethyl ether,PM)，是一种绿色、环保、无毒、性能优异、用途广泛的化工溶剂，其需求量仅次于乙二醇单甲醚的醇醚产品，在环保日益严峻的控制要求，其也是最有望替代有毒介质乙二醇醚的溶剂产品，发展前景十分广阔。PM目前主要应用于苯丙乳液、丙烯酸乳液及其乳胶漆体系，具有降低成膜温度、促进其凝聚成膜，并保证涂膜具有良好状态的作用。

在醇醚的制备过程中，通常加入大量的一元醇确保单醚产品的选择性，同时利用充足的时间以保证环氧烷烃的完全转化，尽量简化分离纯化过程。CN107162882A公开了一种喷淋塔盘式反应器、用其生产丙二醇单甲醚的系统和工艺。所述喷淋塔盘式反应器包括反应器本体，所述反应器本体内设置有腔体；所述反应器本体的顶部、侧壁和底部分别开设有第一进料口、第二进料口和出料口；所述腔体内从上至下依次设置有与所述第一进料口配合的雾化喷头、与所述第二进料口配合的第一分布器、第二分布器、多级塔盘、集液器和第三分布器。所述系统包括上述喷淋塔盘式反应器，但是此系统操作过程中温度波动大，反应浓度不均，会产生大量副产物。国内通常采用间歇釜式反应，其操作过程大致为：①加入过量的一元醇，然后逐渐加入环氧烷烃，确保反应过程中的醇比大于4:1(摩尔比)；②通过撤热控制反应过程平稳，避免过度醚化影响产率；③控制反应2-5小时后，使得环氧烷烃完全转化；④先后经过精馏，分别分离出加入的过量醇以及单醚、多醚产品，而含催化剂的重组分作为废液进入废水系统。操作过程中，温度的波动、浓度的不均以及停留时间过长导致大量副产物生成，极大的影响了单醚的产率和生产效率。

这种传统生产方法普遍存在反应时间长、收率低、醇比大、能耗高、副产品多等缺点。

经过多年的工艺创新与优化改进，目前醇醚的生产工艺逐渐过渡为管式反应生产方法。CN101337864B公开了一种连续化管道反应制备乙二醇单正丁醚的方法，醇比采用(5-6):1，反应时间需要1-3h，但其进料醇比高导致轻组分分离过程复杂且分离能耗高，反应时间过长导致多醚副产多等不足。为进一步改进醇醚的生产技术，国内外科研、生产以及设备制造单位先后开发出了多种单醚生产方法，CN104788294A公开了一种反应精馏合成乙二醇单丁醚的装置和工艺方法，此装置包括反应器、反应精馏塔、精制塔、冷凝器、再沸器、换热器、回流罐、釜出罐、泵和管线，此工艺属于反应精馏法，反应精馏的优势是利用反应物与产物之间具有较大的相对挥发度，利用反应热将轻组分原料汽化后逐渐在精馏塔上部富集，通过塔顶冷凝回流至塔内持续参与反应。过程中塔顶的冷凝回流极大的促进了塔内原料转化，但针对环氧开环醚化存在较大放热量的特点，反应精馏方法仍需要再沸器额外供热，提高了工艺的能耗。CN102617299A公开了一种连续化生产电子级二元醇醚的方法，以环氧化物和醇类为原料，采用基于复合固体碱催化剂的两级串联固定床反应工艺，反应过后经过脱醇、脱离子两个过程即可获得电子级二元醇醚产品，此工艺属于固定床反应法，在固定床反应器上进行醚化反应，进料比控制一般在为4:1以上，温度控制普遍达到160℃，存在醇比大、反应温度高、副反应多的不足。CN100556881A公开一种乙二醇单乙醚的制备方法，该方法首先制备催化剂，而后将催化剂置于连续膜反应器中的管式膜内，膜外氮气吹扫，以摩尔比为3-4:1的乙醇和环氧乙烷为原料，乙醇先经90-100℃预热气化后，在常压和100-140℃下进行气相乙氧基化反应，反应气体空速为(1-3)×10³mL·g^-1·h^-1，制得乙二醇单乙醚，膜反应器是一种较新的反应形式，通过将反应原料汽化后在膜内进行反应，但普遍存在催化剂活性位点少，醇醚选择性和产率较低，不利于规模化生产。

与传统的间歇式搅拌釜生产方法对比，上述文件公开的生产醇醚生产方法虽然有所改进，但依然普遍存在工艺复杂、醇比大、效率低的问题。因此，如何简化工艺、降低反应醇比、提高过程效率，是生产二元醇醚过程中亟待解决的问题。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明的目的在于提供一种连续生产二元醇醚的系统及其方法。

为达到此发明目的，本发明采用以下技术方案：

一方面，本发明提供一种连续生产二元醇醚的系统，所述系统包括相连的微通道反应单元与分离精制单元，所述微通道反应单元包括相互连接的微通道反应器和脱轻罐，所述微通道反应单元包括至少一个微通道反应器。

本发明提供的连续生产二元醇醚的系统，具有返混小，换热效率高等优势，通过快速的移除反应热，强化了反应器内的传质速率，并且可以适当调节反应停留时间，能够稳定的控制反应温度，避免因为高温或温度的波动导致的副产物增加，降低反应进料醇比，简化工艺过程，提高环氧化物的转化率，转化率可达99.9％以上，提高二元醇醚的选择性，选择性可达96％左右，提高生产效率。

优选地，所述微通道反应单元包括两级微通道反应器。

优选地，所述微通道反应单元包括依次连接的第一级微通道反应器、脱轻罐和第二级微通道反应器，所述脱轻罐、第二级微通道反应器均与分离精制单元相连。

在本发明中，两级微通道反应器之间添加脱轻罐，可以使反应中产生的轻组分通过脱轻罐分离达到初步提纯，轻组分中未反应完的原料可继续进入下一级微通道反应器继续深化反应或循环至进料口继续参与反应，避免了后续的脱轻工序，可达到浓缩轻组分进而提高转化率的目的，同时完成产品的初步提纯，提高环氧化物转化率。

优选地，所述第一级微通道反应器和第二级微通道反应器均为管式或叠片式微通道反应器。

优选地，所述第一级微通道反应器和第二级微通道反应器均设置有流通换热装置。

在本发明中，流通换热装置可以实时进行温度调控，实现反应热效应与换热方式的匹配。

优选地，所述第一级微通道反应器设置有上进料口、下进料口与出料口；

优选地，所述第一级微通道反应器的上进料口与下进料口均设置有换热装置；

优选地，所述脱轻罐设置有进料口、上出料口与下出料口。

优选地，所述第二级微通道反应器设置有进料口与出料口。

优选地，所述第一级微通道反应器的出料口与所述脱轻罐的进料口连接；优选地，所述第一级微通道反应器的上进料口与第二级微通道反应器的进料口相连接。

优选地，所述第一级微通道反应器的上进料口与第二级微通道反应器的进料口的连接管道上设置有催化剂补充装置。

优选地，所述脱轻罐的上出料口与所述第二级微通道反应器的进料口连接。

优选地，所述脱轻罐的上出料口与所述第二级微通道反应器的进料口之间的连接管道上设置有静态混合器。

优选地，所述脱轻罐的上出料口与所述静态混合器之间的连接管道上设置有冷凝器。

优选地，所述脱轻罐的下出料口与所述第二级微通道反应器的出料口相连接。

优选地，所述脱轻罐的下出料口与所述第二级微通道反应器的出料口的连接管道之间设置有输送泵。

在本发明中，所述分离精制单元包括精馏塔与脱重罐，所述精馏塔设置有进料口、顶部回流口、侧线采出口与底部出料口，所述脱重罐设置有进料口、出料口与顶部采出口，所述精馏塔的底部出料口与脱重罐的进料口相连接。

优选地，所述脱轻罐的下出料口、所述第二级微通道反应器的出料口均与精馏塔的进料口连接。

优选地，所述精馏塔的回流口与所述第二级微通道反应器的进料口连接。

优选地，所述精馏塔的底部出料口与脱重罐的进料口的连接管道之间设置有输送泵。

优选地，所述脱重罐顶部采出口的管道上设置有出料冷凝器。

优选地，所述系统还包括催化剂回收单元，所述催化剂回收单元与脱重罐相连接。

在本发明中，催化剂回收单元实现催化剂的再生和循环使用，延长了催化剂的使用寿命，提高了生产的经济价值。

优选地，所述催化剂回收单元包括催化剂再生器。

优选地，所述催化剂再生器设置有第一进料口、第二进料口、回流口和出料口。

优选地，所述催化剂再生器的第一进料口与所述脱重罐的出料口连接，所述第二进料口为再生剂进料口。

优选地，所述催化剂再生器的回流口与所述第一级微通道反应器的下进料口相连。

优选地，所述催化剂再生器的回流口与所述第一级微通道反应器的下进料口的连接管道设置有输送泵。

优选地，所述催化剂再生器的出料口为重组分出料口。

在本发明中，上述连续生产二元醇醚的系统在进料时，在换热装置前的输送管道设置有输送泵，用于输送原料。

本发明提供的连续生产二元醇醚的系统可以用来生产乙二醇醚类、乙二醇醚酯类、丙二醇醚类、丙二醇醚酯类化合物。

本发明提供的连续生产二元醇醚的系统，当醇类原料替换为氨时，还可以用来生产醇胺类化合物。

另一方面，本发明还提供了一种生产二元醇醚的方法，所述方法使用如上所述的连续生产二元醇醚的系统，所述方法为：将原料通入微通道反应单元，经过微通道反应器与脱轻罐反应得到反应混合液，而后将反应混合液经分离精制单元处理得到所述二元醇醚。

优选地，所述方法具体包括以下步骤：

(1)将原料进料至第一级微通道反应器内混合反应；

(2)将步骤(1)反应得到的混合物通入脱轻罐，脱轻罐采出第一混合液与轻组分，而后将轻组分通入第二级微通道反应器内继续反应得到第二混合液；

(3)将步骤(2)得到的第一混合液与第二混合液混合后经分离精制单元处理得到所述二元醇醚。

优选地，步骤(1)中还包括所述第一级微通道反应器的流通换热装置内的换热介质进行反应的撤热或加热，优选为撤热。

在本发明中，原料浓度较高时，选择撤热的方式，会提高环氧化物转化率。

优选地，所述换热介质为空气、水、蒸汽或导热油中的一种。

优选地，步骤(1)中所述原料为醇类、环氧化物与催化剂。

优选地，所述醇类为甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇或正丁醇中的任意一种。

优选地，所述环氧化物为环氧乙烷、环氧丙烷。

优选地，步骤(1)中所述原料的进料方式为醇类先与环氧化物混合再进料或者醇类与环氧化物单独进料或者醇类与环氧化物部分混合后单独进料中的一种，优选为醇类与环氧化物单独进料。

优选地，所述醇类与环氧化物的摩尔比为0.7-4，例如可以是0.7、0.8、0.9、1.0、1.1、1.2、1.3、1.4、1.5、1.6、1.7、1.8、1.9、2.0、2.1、2.2、2.3、2.4、2.5、2.6、2.7、2.8、2.9、3.0、3.1、3.2、3.3、3.4、3.5、3.6、3.7、3.8、3.9或4.0，优选为0.8-1.4。

在本发明中，醇类与环氧化物的进料摩尔比叫做醇比，醇比优选控制在0.8-1.4，二元醇醚的选择性高。

优选地，所述环氧化物与催化剂的摩尔比为(50-2000):1，例如可以是50:1、100:1、200:1、500:1、1000:1、1200:1、1500:1、1720:1、1900:1或2000:1。

优选地，所述催化剂为均相催化剂，优选为氢氧化钠、氢氧化钾、碳酸钠、碳酸钾、低碳醇类钠盐、低碳醇类钾盐、咪唑型醋酸盐、咪唑型甲基碳酸盐、季胺类醋酸盐或季胺类甲基碳酸盐中的一种或至少两种的组合。

优选地，所述低碳醇类钠盐与低碳醇类钾盐中的低碳的碳原子数为1～4，例如可以是1、2、3或4。

优选地，所述环氧化物与催化剂的混合溶液进料压力为0.3-5MPa，例如可以是0.3MPa、0.6MPa、0.9MPa、1.2MPa、1.5MPa、1.8MPa、2.1MPa、2.4MPa、2.7MPa、3.0MPa、3.3MPa、3.6MPa、3.9MPa、4.2MPa、4.5MPa、4.8MPa或5.0MPa。

在本发明中，进料的环氧化物与分离循环的催化剂混合后进入反应器中，形成的混合溶液为环氧化物与催化剂的混合溶液。

优选地，步骤(1)中所述第一级微通道反应器内的压力为0.2-4.8MPa，例如可以是0.2MPa、0.5MPa、0.8MPa、1.1MPa、1.4MPa、1.7MPa、2.0MPa、2.3MPa、2.6MPa、2.9MPa、3.2MPa、3.5MPa、3.8MPa、4.1MPa、4.4MPa、或4.8MPa。

优选地，步骤(1)中所述第一级微通道反应器内的温度为110-180℃例如可以是110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃、170℃或180℃。

优选地，步骤(1)中所述原料在第一级微通道反应器内的反应时间为3-40min，例如可以是3min、4min、5min、6min、7min、8min、9min、10min、11min、12min、13min、14min、15min、18min、20min、23min、25min、30min、35min或40min，优选为6-25min。

在本发明中，原料在第一微通道反应器内的停留时间优选为6-25min，此时环氧化物浓度较高，较短的停留时间，有利于避免环氧化物过度醚化，减少副产物的生成。

优选地，步骤(2)中所述第一混合液由脱轻罐的下出料口流出。

优选地，步骤(2)中所述轻组分通过脱轻罐的上出料口流出，经冷凝器冷凝后与第二级微通道反应器的进料口中醇类混合后，进入第二级微通道反应器内反应。

优选地，所述脱轻罐内的压力为150-500kPa，例如可以是150kPa、170kPa、200kPa、220kPa、240kPa、260kPa、280kPa、300kPa、320kPa、340kPa、360kPa、380kPa、400kPa或500kPa。

优选地，步骤(2)中还包括所述第二级微通道反应器的流通换热装置内的换热介质进行反应的撤热或加热，优选为加热。

在本发明中，原料处于低浓度的时候，选择加热，可以提高环氧化物转化率。

优选地，所述换热介质为空气、水、蒸汽或导热油中的一种。

优选地，步骤(2)中所述第二级微通道反应器内的压力为0.1-4.5MPa，例如可以是0.1MPa、0.2MPa、0.5MPa、0.8MPa、1.1MPa、1.4MPa、1.7MPa、2.0MPa、2.3MPa、2.6MPa、2.9MPa、3.2MPa、3.5MPa、3.8MPa、4.1MPa、4.4MPa或4.5MPa。

优选地，步骤(2)中所述第二级微通道反应器内的温度为120-160℃，例如可以是120℃、130℃、140℃、150℃或160℃。

优选地，步骤(2)中所述混合物在第二级微通道反应器内的反应时间为5-45min，例如可以是5min、6min、7min、8min、9min、10min、11min、12min、13min、14min、15min、18min、20min、23min、25min、30min、35min、40min或45min，优选为15-30min。

在本发明中，原料在第二微通道反应器内的停留时间优选为15-30min，此时环氧化物浓度较低，适当提高反应器内的停留时间，有利于提高环氧化物的转化率，降低产品中轻组分含量。

优选地，步骤(3)中所述第一混合液与第二混合液首先进入所述分离精制单元中的精馏塔。

优选地，所述精馏塔的塔内压力为50-350kPa，例如可以是50kPa、80kPa、100kPa、120kPa、150kPa、170kPa、200kPa、250kPa、300kPa或350kPa。

优选地，所述精馏塔的塔底温度为158-220℃(例如可以是158℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃、210℃或220℃)，塔顶温度为50-110℃(例如可以是50℃、60℃、70℃、80℃、90℃、100℃或110℃)。

优选地，所述第一混合液与第二混合液混合后进入精馏塔，而后从精馏塔的侧线采出口采出得到所述二元醇醚。

优选地，所述方法还包括将从精馏塔回流口采出的轻组分与第二级微通道反应器的进料口流入的醇类混合后返回至第二级微通道反应器中。

优选地，所述方法还包括：精馏塔底部出料口流出第三混合液，所述第三混合液从脱重罐进料口进入分离精制单元中的脱重罐，而后经冷凝器，从脱重罐顶部采出口采出二元醇醚的副产物。

在本发明中，利用二元醇单醚的副产物和催化剂间具有较大的相对挥发度和特殊的溶解性，通过脱重罐实现二元醇单醚的副产物与催化剂的初步分离。

优选地，所述第三混合液经减压后进入脱重罐。

优选地，所述方法还包括：所述脱重罐的出料口流出第四混合液。

优选地，所述脱重罐内的压力为0.8-80kPa，0.8kPa、1kPa、5kPa、10kPa、20kPa、30kPa、40kPa、50kPa、60kPa、70kPa或80kPa。

优选地，所述脱重罐内的温度为73-210℃，例如可以是、73℃、75℃、80℃、90℃、100℃、110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃、170℃、190℃、200℃或210℃。

优选地，所述第四混合液进入催化剂回收单元。

优选地，所述第四混合液经增压后从催化剂再生器的第一进料口进入催化剂再生器。

优选地，所述方法还包括将再生剂从催化剂再生器的第二进料口加入再生剂。

优选地，所述再生剂为甲醇、乙醇、二甲醚、二乙醚、丙酮、石油醚、乙酸乙酯、乙酸甲酯、碳酸二甲酯中的一种或至少两种的组合。

优选地，所述第四混合液与再生剂在催化剂再生器内混合。

优选地，所述催化剂再生器内的压力为10-350kPa，例如可以是10kPa、20kPa、50kPa、80kPa、90kPa、100kPa、150kPa、200kPa、250kPa、300kPa或350kPa。

优选地，所述催化剂再生器内温度为45-200℃，例如可以是45℃、50℃、55℃、60℃、65℃、70℃、75℃、80℃、90℃、100℃、120℃、140℃、160℃、180℃或200℃。

优选地，所述催化剂再生器的回流口流出的第五混合液循环回第一级微通道反应器。

在本发明中，催化剂在催化剂再生器中经过再生剂洗脱、再生、分离、纯化、增压后的一种或至少两种操作后循环回第一级微通道反应器。

优选地，所述催化剂再生器的出料口流出重组分。

相对于现有技术，本发明具有以下有益效果：

本发明提供的连续生产二元醇醚的系统具有返混小，换热效率高等优势，通过快速的移除反应热，强化了反应器内的传质速率，并且可以适当调节反应停留时间。

本发明所述系统用于连续生产二元醇醚时能够稳定的控制反应温度，避免因为高温或温度的波动导致的副产物增加，降低反应进料醇比，简化工艺过程，提高环氧化物的转化率，转化率可达99.9％以上，提高二元醇醚的选择性，选择性可达96％左右，提高生产效率。

通过利用产物二元醇单醚与原料间较大的相对挥发度，利用中间脱轻罐，可达到浓缩轻组分进而提高转化率的目的，同时完成产品的初步提纯，避免了后续的脱轻工序；利用二元醇单醚的副产物和催化剂间具有较大的相对挥发度和特殊的溶解性，通过脱重罐实现二元醇单醚的副产物与催化剂的初步分离，并利用催化剂再生器实现催化剂的再生和循环使用，延长了催化剂的使用寿命，提高了生产方法的经济价值。

附图说明

图1是本发明实施例1提供的连续生产二元醇醚的系统的示意图，其中1-第一级微通道反应器，2-脱轻罐，3-第二级微通道反应器，4-精馏塔，5-脱重罐，6-催化剂再生器，7-脱轻罐顶部出料冷凝器，8-静态混合器，9-脱重罐顶部出料冷凝器，10、11、17、18和19均为输送泵，12和13均为换热装置，14-流通换热装置，15-催化剂补充装置，16-流通换热装置。

具体实施方式

下面通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。本领域技术人员应该明了，所述实施例仅仅是帮助理解本发明，不应视为对本发明的具体限制。

实施例1

一种生产二元醇醚的系统，如图1所示，包括1-第一级微通道反应器，2-脱轻罐，3-第二级微通道反应器，4-精馏塔，5-脱重罐，6-催化剂再生器，7-脱轻罐顶部出料冷凝器，8-静态混合器，9-脱重罐顶部出料冷凝器，10、11、17、18和19均为输送泵，12-换热装置，13-换热装置，14-流通换热装置，15-催化剂补充装置，16-流通换热装置。

第一级微通道反应器1的出料口与脱轻罐2的进料口连接，第一级微通道反应器1上设置流通换热装置14；第一级微通道反应器1的上管道设置有换热装置13，第一级微通道反应器1的下管道设置有换热装置12，换热装置13与上进料管道之间设置输送泵10，换热装置12与下进料管道之间设置输送泵11。

脱轻罐2的上出料口与第二级微通道反应器3的进料口连接，且脱轻罐2的上出料口与第二级微通道反应器3的进料口连接上设置脱轻罐顶部出料冷凝器7和静态混合器8；第二级微通道反应器3的进料管线上设置有催化剂补充装置15，第二级微通道反应器3上设置流通换热装置16；

脱轻罐2的下出料口与精馏塔4的进料口连接，且第二级微通道反应器的出料口、脱轻罐2的下出料口均与精馏塔4的进料口通过连接管道连接，第二级微通道反应器的出料口与脱轻罐2的下出料口的连接管道之间设置输送泵17；

精馏塔4上部侧线设置侧线采出口，采出二元醇醚，精馏塔4顶部回流口与第二级微通道反应器3的进料口连接，精馏塔4底部出料口与脱重罐5的进料口连接，且相连接的管道之间设置输送泵18；

脱重罐5顶部设置顶部采出口，采出二元醇醚的副产物，且顶部采出口管线上设置脱重罐顶部出料冷凝器9；脱重罐5出料口与催化剂再生器6的第一进料口连接；

催化剂再生器6顶部设置第二进料口，为再生剂进料口，下部设置重组分采出口和回流口，其中回流口与第一级微通道反应器1的下进料口连接，且相连接的管道之间设置有输送泵19。

实施例2

本实施例利用实施例1提供的系统生产丙二醇甲醚，具体包括如下步骤：

(1)向第一级微通道反应器1内分别通入经过预热的原料甲醇、环氧丙烷以及甲醇钠催化剂，甲醇和环氧丙烷在反应器内接触反应快速生成丙二醇甲醚，反应产物和未反应的原料进入脱轻罐2中进行分离，从脱轻罐顶部采出的环氧丙烷分别经过冷凝器7降温、静态混合器8与补充催化剂后的甲醇原料混合均匀后进入第二级微通道反应器3继续反应；第一级微通道反应器1的反应温度通过热水控制；

其中，环氧丙烷进料速率为10kmol/h，甲醇进料速率为10kmol/h，甲醇钠甲醇溶液流量为0.02mol/h，第一级微通道反应器1内的压力为1.5MPa，温度为125℃；脱轻罐2内的压力为0.5MPa，温度为124.5℃；冷凝器7温度为30℃；确保原料在微通道反应器1中的停留时间为25min；

从第一级微通道反应器1出料口处采出的混合物组成为84.6wt％的丙二醇甲醚、4.5wt％的环氧丙烷，4.0wt％的甲醇，6.9wt％的二丙二醇甲醚，环氧丙烷转化率为93％。

(2)在第二级微通道反应器3内残留的环氧丙烷继续反应生成丙二醇甲醚，通过蒸汽控制第二级微通道反应器3的温度；

其中催化剂补充量为0.01kmol/h，甲醇原料进料速率为3kmol/h，第二级微通道反应器内3的压力为0.6MPa，温度为145℃；保证原料在第二级微通道反应器内的停留时间为30min；

从第二级微通道反应器3出料口处采出的混合物组成为39.7wt％的丙二醇甲醚、60.3wt％的甲醇，环氧丙烷转化率为100％；

(3)脱轻罐2底部采出物料与第二级微通道反应器3底部采出物料混合后，从精馏塔4中部进料，上部侧线采出口采出丙二醇甲醚产品，顶部回流口采出过量的含醇或含环氧丙烷的轻组分从第二级微通道反应器2的进料口通入继续反应；底部出料口采出含催化剂的混合物经增压后从脱重罐5进料口通入进行分离。

其中精馏塔4的压力为250kPa，塔顶温度为80℃，顶部回流口采出的甲醇浓度为97wt％，侧线采出口采出的丙二醇甲醚产品浓度为99.5wt％，塔底温度为158℃。

(4)在脱重罐5内实现二丙二醇甲醚与催化剂的分离，脱重罐5顶部采出口采出的气相经降温后采出二丙二醇甲醚产品，底部含催化剂的溶液通过催化剂再生器6的第一进料口进入催化剂再生器6进行再生；

其中脱重罐5的压力为0.8kPa，温度为157℃，顶部采出口采出的二丙二醇甲醚的浓度为99wt％；冷凝器的温度为50℃。

(5)再生剂乙酸乙酯通过催化剂再生器6上部的第二进料口加入，与脱重罐5通入的催化剂溶液在再生器6内经过洗脱、再生、分离，纯化后的催化剂产品，通过回流口回流，增压后与第一级微通道反应器1的环氧丙烷进料混合继续参与反应，分离出的重组分杂质通过出料口分离出系统；

其中，再生剂乙酸乙酯的进料速率为25kg/h，重组分采出量为0.05kg/h，催化剂再生器内的温度为80℃，压力为150kPa。

本实施例采用甲醇钠催化剂在微通道反应器内连续催化生产丙二醇甲醚，环氧丙烷转化率达到100％，丙二醇甲醚选择性为96％，收率为98％，简化了工艺流程，提高了丙二醇甲醚的选择性和收率。

通过降低进料醇比以及精馏塔设计侧线采出兼具脱轻效果，减少了脱轻设备使用，侧线采出丙二醇甲醚产品的纯度可达到99.5wt％，极大地简化了工艺流程，降低了工艺能耗。

实施例3

本实施例利用实施例1提供的系统生产乙二醇单乙醚，具体包括如下步骤：

(1)向第一级微通道反应器1内分别通入经过预热的原料乙醇、环氧乙烷以及乙醇钠催化剂，乙醇和环氧乙烷在反应器内接触反应快速生成乙二醇乙醚，反应产物和未反应的原料进入脱轻罐2中进行分离，从脱轻罐顶部采出的环氧丙烷分别经过冷凝器7降温、静态混合器8与补充催化剂后的乙醇原料混合均匀后进入第二级微通道反应器3继续反应；第一级微通道反应器1的反应温度通过热水控制；

其中，环氧乙烷进料速率为10kmol/h，乙醇进料速率为40kmol/h，乙醇钠乙醇溶液流量为0.005mol/h，第一级微通道反应器1内的压力为0.2MPa，温度为110℃；脱轻罐2内的压力为0.15MPa，温度为140℃；冷凝器7温度为30℃；确保原料在微通道反应器1中的停留时间为40min；

从第一级微通道反应器1出料口处采出的混合物组成为32.8wt％的乙二醇乙醚、2.4wt％的环氧乙烷，64.3wt％的乙醇，0.5wt％的二乙二醇乙醚，环氧乙烷转化率为90％。

(2)在第二级微通道反应器3内残留的环氧乙烷继续反应生成二元醇醚，通过蒸汽控制第二级微通道反应器3的温度；

其中催化剂补充量为0.01kmol/h，乙醇原料进料速率为3kmol/h，第二级微通道反应器内3的压力为0.1MPa，温度为120℃；保证原料在第二级微通道反应器内的停留时间为45min；

从第二级微通道反应器3出料口处采出的混合物组成为5.1wt％的乙二醇乙醚、94.8wt％的乙醇，33ppm的环氧乙烷，环氧乙烷转化率为99.9％；

(3)脱轻罐2底部采出物料与第二级微通道反应器3底部采出物料混合后，从精馏塔4中部进料，上部侧线采出口采出乙二醇乙醚产品，顶部回流口采出过量的含醇或含环氧乙烷的轻组分从第二级微通道反应器2的进料口通入继续反应；底部出料口采出含催化剂的混合物经增压后从脱重罐5进料口通入进行分离。

其中精馏塔4的压力为350kPa，塔顶温度为110℃，顶部回流口采出的乙醇浓度为97wt％，侧线采出口采出的乙二醇乙醚产品浓度为98.9wt％，塔底温度为220℃。

(4)在脱重罐5内实现二乙二醇乙醚与催化剂的分离，脱重罐5顶部采出口采出的气相经降温后采出二乙二醇乙醚产品，底部含催化剂的溶液通过催化剂再生器6的第一进料口进入催化剂再生器6进行再生；

其中脱重罐5的压力为80kPa，温度为210℃，顶部采出口采出的二乙二醇乙醚的浓度为98.4wt％；冷凝器的温度为50℃。

(5)再生剂乙酸乙酯通过催化剂再生器6上部的第二进料口加入，与脱重罐5通入的催化剂溶液在再生器6内经过洗脱、再生、分离，纯化后的催化剂产品，通过回流口回流，增压后与第一级微通道反应器1的环氧乙烷进料混合继续参与反应，分离出的重组分杂质通过出料口分离出系统；

其中，再生剂乙酸乙酯的进料速率为25kg/h，重组分采出量为0.05kg/h，催化剂再生器内的温度为200℃，压力为10kPa。

本实施例采用乙醇钠催化剂在微通道反应器内连续催化生产乙二醇乙醚，环氧化物转化率达到99.9％，乙二醇乙醚选择性为95％，收率为98.9wt％，简化了工艺流程，提高了乙二醇乙醚的选择性和收率。

通过降低进料醇比以及精馏塔设计侧线采出兼具脱轻效果，减少了脱轻设备使用，侧线采出乙二醇乙醚产品的纯度可达到98.9wt％，极大地简化了工艺流程，降低了工艺能耗。

实施例4

本实施例利用实施例1提供的系统生产乙二醇正丁醚，具体包括如下步骤：

(1)向第一级微通道反应器1内分别通入经过预热的原料正丁醇、环氧乙烷以及正丁醇钠催化剂，正丁醇和环氧乙烷在反应器内接触反应快速生成乙二醇正丁醚，反应产物和未反应的原料进入脱轻罐2中进行分离，从脱轻罐顶部采出的环氧乙烷分别经过冷凝器7降温、静态混合器8与补充催化剂后的正丁醇原料混合均匀后进入第二级微通道反应器3继续反应；第一级微通道反应器1的反应温度通过热水控制；

其中，环氧乙烷进料速率为10kmol/h，正丁醇进料速率为7kmol/h，正丁醇钠正丁醇溶液流量为0.2mol/h，第一级微通道反应器1内的压力为4.8MPa，温度为180℃；脱轻罐2内的压力为0.2MPa，温度为160℃；冷凝器7温度为30℃；确保物料在微通道反应器1中的停留时间为3min；

从第一级微通道反应器1出料口处采出的混合物组成为92.2wt％的乙二醇正丁醚、5.5wt％的环氧乙烷，2.3wt％的二乙二醇正丁醚，环氧化物转化率为88％。

(2)在第二级微通道反应器3内残留的环氧乙烷继续反应生成乙二醇正丁醚，通过蒸汽控制第二级微通道反应器3的温度；

其中催化剂补充量为0.01kmol/h，正丁醇原料进料速率为3kmol/h，第二级微通道反应器内3的压力为4.5MPa，温度为130℃；保证原料在第二级微通道反应器内的停留时间为5min；

从第二级微通道反应器3出料口处采出的混合物组成为51.5wt％的乙二醇正丁醚、48.5wt％的正丁醇，环氧乙烷转化率为100％；

(3)脱轻罐2底部采出物料与第二级微通道反应器3底部采出物料混合后，从精馏塔4中部进料，上部侧线采出口采出乙二醇正丁醚产品，顶部回流口采出过量的含醇或含环氧乙烷的轻组分从第二级微通道反应器2的进料口通入继续反应；底部出料口采出含催化剂的混合物经增压后从脱重罐5进料口通入进行分离。

其中精馏塔4的压力为50kPa，塔顶温度为60℃，顶部回流口采出的正丁醇浓度为96.5wt％，侧线采出口采出的乙二醇正丁醚产品浓度为98.9wt％，塔底温度为220℃。

(4)在脱重罐5内实现二乙二醇正丁醚与催化剂的分离，脱重罐5顶部采出口采出的气相经降温后采出二乙二醇正丁醚产品，底部含催化剂的溶液通过催化剂再生器6的第一进料口进入催化剂再生器6进行再生；

其中脱重罐5的压力为0.8kPa，温度为109℃，顶部采出口采出的二乙二醇正丁醚的浓度为98.4wt％；冷凝器的温度为50℃。

(5)再生剂乙酸乙酯通过催化剂再生器6上部的第二进料口加入，与脱重罐5通入的催化剂溶液在再生器6内经过洗脱、再生、分离，纯化后的催化剂产品，通过回流口回流，增压后与第一级微通道反应器1的环氧乙烷进料混合继续参与反应，分离出的重组分杂质通过出料口分离出系统；

其中，再生剂乙酸乙酯的进料速率为25kg/h，重组分采出量为0.05kg/h，催化剂再生器内的温度为45℃，压力为350kPa。

本实施例采用正丁醇钠催化剂在微通道反应器内连续催化生产二元醇醚，环氧乙烷转化率达到100％，乙二醇正丁醚选择性为95.4％，收率为95.5％，简化了工艺流程，提高了乙二醇正丁醚的选择性和收率。

通过降低进料醇比以及精馏塔设计侧线采出兼具脱轻效果，减少了脱轻设备使用，侧线采出乙二醇正丁醚产品的纯度可达到98.9wt％，极大地简化了工艺流程，降低了工艺能耗。

实施例5

与实施例2的区别在于第一级微通道反应器1内的压力为3.2MPa，温度为180℃，采用导热油进行撤热；脱轻罐压力为0.4MPa，温度为180℃，绝热闪蒸；微通道反应器2内的压力为2.5MPa，温度为160℃，采用导热油进行加热；其他操作条件与实施例2相同。

本实施例采用两段微通道反应器串联制备丙二醇甲醚，分别对第一级微通道反应器1和第二级微通道反应器2后的混合液取样分析，环氧丙烷转化率分别为90％和99％，丙二醇甲醚选择性为92％和99％，通过微通道反应器内的反应温度进行调节，环氧丙烷的总转化率为99.9％，仍具有92.8％丙二醇甲醚选择性，提高了丙二醇甲醚的选择性，收率为98％，简化了工艺流程。

实施例6

与实施例5的区别在于采用3-乙基-1-甲基-咪唑类醋酸盐离子液体为催化剂，选用石油醚做再生剂，其他操作条件与实施例5相同。

本实施例采用石油醚为再生剂，循环催化剂性能几乎没有变化，通过取样分析，第一级微通道反应器1和第二级微通道反应器2内的环氧丙烷转化率分别为91％和100％，丙二醇甲醚选择性为94％和100％，环氧丙烷的总转化率为100％，仍具有94.5％的丙二醇甲醚选择性，收率为98％，简化了工艺流程。

对比例1

本对比例提供了一种连续制备丙二醇甲醚的系统和方法，所述系统包括依次连接的微通道反应单元和分离精制单元。

所述系统参照实施例1的系统，区别仅在于：将第一级微通道反应器1的出料口与第二级微通道反应器3的进料口直接相连，取消脱轻罐2。

所述方法参照实施例2的方法，区别仅在于：步骤(1)反应过程中无轻组分分离提浓过程，直接进入第二级微通道反应器3继续反应。

由于本对比例中没有轻组分提浓再进行反应的过程，产品丙二醇甲醚和残留的环氧丙烷同时进入第二级微通道反应器3中继续反应，浓度较低使得反应缓慢，同时环氧丙烷与丙二醇甲醚继续反应生成二丙二醇甲醚，降低了反应选择性。第一级微通道反应器出料口处采出的混合物组成为85.6wt％的丙二醇甲醚、5.2wt％的环氧丙烷，4.0wt％的甲醇，5.3wt％的二丙二醇甲醚，折算后环氧丙烷单程转化率为92％，丙二醇甲醚选择性为93％，与实施例2的结果基本一致；第二级微通道反应器出料口处采出的混合物组成为18.0wt％的丙二醇甲醚、10.1wt％的环氧丙烷，66.4wt％的甲醇，5.5wt％的二丙二醇甲醚，环氧丙烷单程转化率只有61％，丙二醇甲醚选择性降至73％。

本对比例中环氧丙烷的总转化率仅为96.9％，丙二醇甲醚的选择性只有92.0％

对比例2

本对比例提供了一种连续制备丙二醇甲醚的系统和方法，所述系统包括依次连接的反应单元和分离精制单元。

所述系统参照实施例1的系统，区别仅在于：将微通道反应器1和微通道反应器3换为相连的管式反应器，管式反应器外的壳层设置换热装置。

所述方法参照实施例2的方法，区别仅在于：步骤(1)的反应过程是在管式反应器中，反应热量通过壳层的冷介质进行撤热以控制反应温度。

在管式反应器中，环氧丙烷与甲醇迅速反应生成丙二醇甲醚并放出大量热量，由于管式反应器的换热面积小，撤热缓慢导致管内温升明显，轴向出现大于20℃的最大温差，反应速率前后不均一导致转化率较低。第一级管式反应器出料口处采出的混合物组成为64.0wt％的丙二醇甲醚、12.2wt％的环氧丙烷，9.8wt％的甲醇，14.0wt％的二丙二醇甲醚，环氧丙烷转化率为81％，丙二醇甲醚选择性为79％；第二级管式反应器出料口处采出的混合物组成为44.4wt％的丙二醇甲醚、6.4wt％的环氧丙烷，46.1wt％的甲醇，3.2wt％的二丙二醇甲醚，环氧丙烷单程转化率仅为83％，丙二醇甲醚选择性降至92％。

本对比例中环氧丙烷的总转化率为96.8％，丙二醇甲醚的选择性只有81.1％。

将上述实施例2-6与对比例1-2的相关工艺条件列出如下表1所示：

表1

将实施例2-6与对比例1-2的生产流程中各阶段结果记录如下表2所示：

表2

通过上述表2结果可以看出，本发明所述系统用于连续生产二元醇醚时能够稳定的控制反应温度，避免因为高温或温度的波动导致的副产物增加，降低反应进料醇比，简化工艺过程，提高环氧化物的转化率，转化率可达99.9％以上，提高二元醇醚的选择性，选择性可达96％左右，大大提高生产效率，利于工业化生产。

通过实施例1、2与对比例1对比可以得出的结论是，如果微通道反应器间不添加脱轻罐，则环氧化物的转化率与二元醇醚选择性则大大降低；通过实施例1、2与对比例2对比可以得出的结论是，本发明中微通道反应器替换为普通的管式反应器，则环氧化物的总转化率与二元醇醚的选择性大大降低，影响总收率，提升了生产成本。

因此，本发明提供的连续生产二元醇醚的系统具有突出的工艺效果，大大提高了生产效率，有利于工业化生产。

申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的连续生产二元醇醚的系统及其方法，但本发明并不局限于上述方法步骤，即不意味着本发明必须依赖上述方法步骤才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明所选用的系统、原料的等效替换及辅助成分的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (62)

1.一种连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述系统包括相连的微通道反应单元与分离精制单元，所述微通道反应单元包括相互连接的微通道反应器和脱轻罐，所述微通道反应单元包括至少一个微通道反应器；

所述微通道反应单元包括依次连接的第一级微通道反应器、脱轻罐和第二级微通道反应器，所述脱轻罐、第二级微通道反应器均与分离精制单元相连；所述第一级微通道反应器设置有上进料口、下进料口与出料口，所述脱轻罐设置有进料口、上出料口与下出料口，所述第二级微通道反应器设置有进料口与出料口，所述第一级微通道反应器的出料口与所述脱轻罐的进料口连接，所述脱轻罐的上出料口与所述第二级微通道反应器的进料口连接，所述脱轻罐的下出料口、所述第二级微通道反应器的出料口均与精馏塔的进料口连接；

所述分离精制单元包括精馏塔与脱重罐，所述精馏塔设置有进料口、顶部回流口、侧线采出口与底部出料口，所述脱重罐设置有进料口、出料口与顶部采出口，所述精馏塔的底部出料口与脱重罐的进料口相连接；

所述系统还包括催化剂回收单元，所述催化剂回收单元与脱重罐相连接。

2.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述第一级微通道反应器和第二级微通道反应器均为管式或叠片式微通道反应器。

3.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述第一级微通道反应器和第二级微通道反应器均设置有流通换热装置。

4.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述第一级微通道反应器的上进料口与下进料口均设置有换热装置。

5.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述第一级微通道反应器的上进料口与第二级微通道反应器的进料口相连接。

6.根据权利要求5所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述第一级微通道反应器的上进料口与第二级微通道反应器的进料口的连接管道上设置有催化剂补充装置。

7.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述脱轻罐的上出料口与所述第二级微通道反应器的进料口之间的连接管道上设置有静态混合器。

8.根据权利要求7所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述脱轻罐的上出料口与所述静态混合器之间的连接管道上设置有冷凝器。

9.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述脱轻罐的下出料口与所述第二级微通道反应器的出料口相连接。

10.根据权利要求9所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述脱轻罐的下出料口与所述第二级微通道反应器的出料口的连接管道之间设置有输送泵。

11.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述精馏塔的顶部回流口与所述第二级微通道反应器的进料口连接。

12.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述精馏塔的底部出料口与脱重罐的进料口的连接管道之间设置有输送泵。

13.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述脱重罐顶部采出口的管道上设置有出料冷凝器。

14.根据权利要求1所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述催化剂回收单元包括催化剂再生器。

15.根据权利要求14所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述催化剂再生器设置有第一进料口、第二进料口、回流口和出料口。

16.根据权利要求15所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述催化剂再生器的第一进料口与所述脱重罐的出料口连接，所述第二进料口为再生剂进料口。

17.根据权利要求15所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述催化剂再生器的回流口与所述第一级微通道反应器的下进料口相连。

18.根据权利要求17所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述催化剂再生器的回流口与所述第一级微通道反应器的下进料口的连接管道设置有输送泵。

19.根据权利要求15所述的连续生产二元醇醚的系统，其特征在于，所述催化剂再生器的出料口为重组分出料口。

20.一种连续生产二元醇醚的方法，其特征在于，所述方法使用如权利要求1-19中任一项所述的连续生产二元醇醚的系统，所述方法为：将原料通入微通道反应单元，经过微通道反应器与脱轻罐反应得到反应混合液，而后将反应混合液经分离精制单元处理得到所述二元醇醚；

所述方法包括以下步骤：

(1)将原料进料至第一级微通道反应器内混合反应，所述原料为醇类、环氧化物与催化剂；

(2)将步骤(1)反应得到的混合物通入脱轻罐，脱轻罐采出第一混合液与轻组分，而后将轻组分通入第二级微通道反应器内继续反应得到第二混合液；

(3)将步骤(2)得到的第一混合液与第二混合液混合后经分离精制单元处理得到所述二元醇醚；所述第一混合液与第二混合液首先进入所述分离精制单元中的精馏塔，所述精馏塔的侧线采出口采出得到所述二元醇醚，所述精馏塔底部出料口流出第三混合液，所述第三混合液从脱重罐进料口进入分离精制单元中的脱重罐，而后经冷凝器，从脱重罐顶部采出口采出二元醇醚的副产物，所述脱重罐的出料口流出第四混合液，所述第四混合液进入催化剂回收单元。

21.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(1)中还包括所述第一级微通道反应器的流通换热装置内的换热介质进行反应的撤热或加热。

22.根据权利要求21所述的方法，其特征在于，步骤(1)中还包括所述第一级微通道反应器的流通换热装置内的换热介质进行反应的撤热。

23.根据权利要求21所述的方法，其特征在于，所述换热介质为空气、水、蒸汽或导热油中任意的一种。

24.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述醇类包括甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇或正丁醇中的任意一种。

25.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述环氧化物为环氧乙烷、环氧丙烷。

26.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(1)中所述原料的进料方式为醇类先与环氧化物混合再进料或者醇类与环氧化物单独进料或者醇类与环氧化物部分混合后单独进料中的一种。

27.根据权利要求26所述的方法，其特征在于，步骤(1)中所述原料的进料方式为醇类与环氧化物单独进料。

28.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述醇类与环氧化物的摩尔比为0.7-4。

29.根据权利要求28所述的方法，其特征在于，所述醇类与环氧化物的摩尔比为0.8-1.4。

30.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述环氧化物与催化剂的摩尔比为(50-2000):1。

31.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述催化剂为均相催化剂。

32.根据权利要求31所述的方法，其特征在于，所述催化剂为氢氧化钠、氢氧化钾、碳酸钠、碳酸钾、低碳醇类钠盐、低碳醇类钾盐、咪唑型醋酸盐、咪唑型甲基碳酸盐、季胺类醋酸盐或季胺类甲基碳酸盐中的一种或至少两种的组合。

33.根据权利要求32所述的方法，其特征在于，所述低碳醇类钠盐与低碳醇类钾盐中的低碳的碳原子数为1～4。

34.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述环氧化物与催化剂的混合溶液进料压力为0.3-5MPa。

35.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(1)中所述第一级微通道反应器内的压力为0.2-4.8MPa。

36.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(1)中所述第一级微通道反应器内的温度为110-180℃。

37.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(1)中所述原料在第一级微通道反应器内的反应时间为3-40min。

38.根据权利要求37所述的方法，其特征在于，步骤(1)中所述原料在第一级微通道反应器内的反应时间为6-25min。

39.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述第一混合液由脱轻罐的下出料口流出。

40.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述轻组分通过脱轻罐的上出料口流出，经冷凝器冷凝后与第二级微通道反应器的进料口中醇类混合后，进入第二级微通道反应器内反应。

41.根据权利要求40所述的方法，其特征在于，所述脱轻罐内的压力为150-500kPa。

42.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(2)中还包括所述第二级微通道反应器的流通换热装置内的换热介质进行反应的撤热或加热。

43.根据权利要求42所述的方法，其特征在于，步骤(2)中还包括所述第二级微通道反应器的流通换热装置内的换热介质进行反应的加热。

44.根据权利要求42所述的方法，其特征在于，所述换热介质为空气、水、蒸汽或导热油中的任意一种。

45.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述第二级微通道反应器内的压力为0.1-4.5MPa。

46.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述第二级微通道反应器内的温度为120-160℃。

47.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述混合物在第二级微通道反应器内的反应时间为5-45min。

48.根据权利要求47所述的方法，其特征在于，步骤(2)中所述混合物在第二级微通道反应器内的反应时间为15-30min。

49.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述精馏塔的塔内压力为50-350kPa。

50.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述精馏塔的塔底温度为158-220℃，塔顶温度为50-110℃。

51.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述方法还包括将从精馏塔回流口采出的轻组分与第二级微通道反应器的进料口流入的醇类混合后返回至第二级微通道反应器中。

52.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述第三混合液经减压后进入脱重罐。

53.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述脱重罐内的压力为0.8-80kPa。

54.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述脱重罐内的温度为73-210℃。

55.根据权利要求20所述的方法，其特征在于，所述第四混合液经增压后从催化剂再生器的第一进料口进入催化剂再生器。

56.根据权利要求55所述的方法，其特征在于，所述方法还包括将再生剂从催化剂再生器的第二进料口加入再生剂。

57.根据权利要求56所述的方法，其特征在于，所述再生剂为甲醇、乙醇、二甲醚、二乙醚、丙酮、石油醚、乙酸乙酯、乙酸甲酯、碳酸二甲酯中的一种或至少两种的组合。

58.根据权利要求56所述的方法，其特征在于，所述第四混合液与再生剂在催化剂再生器内混合。

59.根据权利要求58所述的方法，其特征在于，所述催化剂再生器内的压力为10-350kPa。

60.根据权利要求58所述的方法，其特征在于，所述催化剂再生器内温度为45-200℃。

61.根据权利要求58所述的方法，其特征在于，所述催化剂再生器的回流口流出的第五混合液循环回第一级微通道反应器。

62.根据权利要求58所述的方法，其特征在于，所述催化剂再生器的出料口流出重组分。

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