CN116041146A - 一种乙二醇的加氢精制方法及设备 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种乙二醇的加氢精制方法及设备，精制方法包括，将需要精制的粗乙二醇原料与氢气混合后预热；氢气和粗乙二醇在铜基加氢催化剂作用下进行一级加氢反应，得到加氢产物；将加氢产物冷却后进行气液分离，分离出的乙二醇液体进行精馏；精馏馏分采用镍基催化剂进行二级加氢反应，二级加氢后的乙二醇冷却后进行气液分离，分离出的乙二醇液体再次进行精馏，得到精制乙二醇。本发明连续加氢的精制方法，形成了一整套完整的精制工艺技术，并且可以根据不同原料组成，选择性不同的工艺路线，实现装置的多元化生产。

Description

一种乙二醇的加氢精制方法及设备
技术领域
本发明属于有机化工技术领域，具体涉及到一种乙二醇的加氢精制方法及设备。
背景技术
乙二醇的生产工艺主要有乙烯法、煤化工法，近几年随着电子化学品碳酸二甲酯产业的发展，装置副产的乙二醇量越来越多，与乙烯法和煤化工法相似，存在微量未转化的碳酸酯类物质，通过精馏得到的乙二醇产品达不到聚酯级指标，制约了装置进一步降低乙二醇产量，对装置经济效益影响大。同时在生产聚酯的过程中，会回收一部分乙二醇，里面存在碳酸酯类物质，这部分乙二醇继续生产聚酯会存在颜色偏深，产品质量差等问题。
乙二醇传统的精制方法，可以采用活性碳吸附、化学处理等方法，虽然可以一定程度提高乙二醇的紫外透过率，但是普适性较差；并且脱醛树脂作用原理是使醛转化为缩醛类化合物而降低了产品的醛含量，缩醛是醛的一种形式，在一定条件下缩醛会重新转化为醛和乙二醇。
脱醛树脂法采用树脂吸附，实现产品精制。但由于产生的微量杂质除醛类外有酯类、酮类和羧酸，这些含有羰基杂质在220nm-350nm波长范围有较大吸收。脱醛树脂床产品精制的特点：只脱除醛类，普适性较差；脱醛树脂作用原理是使醛转化为缩醛类化合物而降低了产品的醛含量，缩醛是醛的一种形式，在一定条件下缩醛会重新转化为醛和乙二醇。因此产品储存稳定性差，一段时间后产品中醛含量上升；聚酯生产工艺在PTA与乙二醇高温酯化过程中，酸性、水、高温等条件也会使缩醛发生转化，导致聚酯变色，影响聚酯质量。目前聚酯厂家认为煤基乙二醇对聚酯质量影响主要为色相和端羧基。端羧基含量上升，纺丝时出现断丝现象。杂质中低级羧酸会对聚酯产品质量产生了负面影响，羧酸类有机杂质在聚酯生产过程中会发生支链反应。中国专利CN108855089A和CN108855090A本发明提供了两种乙二醇加氢精制催化剂,载体经过水蒸气处理的氧化铝#氧化钛复合氧化物或经过酸性水蒸气处理的氧化铝#氧化镁复合氧化物；助剂为碱土金属或其氧化物，活性成分镍或其氧化物。将该催化剂应用于乙二醇加氢反应中,使得乙二醇产品达到聚酯级别,提高产品附加值,催化剂稳定性高,适合工业装置，但是实施例仅仅列举了环氧路线乙二醇加氢精制，在合成气路线的乙二醇加氢精制方面加氢效果不清楚。
中国专利CN107973700A提供一种乙二醇加氢精制的方法，该方法包括采用两段加氢的方法，催化剂为高分子材料负载的雷尼镍催化剂，通过本发明的方法，将较差的乙二醇原料(紫外透光率低)通过多级加氢工艺进行加氢提质后，得到聚酯级乙二醇。中国专利CN104945227A提供一种乙二醇加氢精制的复合型加氢催化剂，该催化剂包括连续相碳、分散相雷尼合金粒子，其中分散相雷尼合金粒子均匀或不均匀地分散在连续相碳中。该催化剂颗粒强度好、催化活性高，加氢后乙二醇的紫外透过率显著提高。但是这两件专利所使用的载体均为有机物，在乙二醇存在溶解问题，载体会不断流失，从而导致催化剂性能不稳定，同时流失的有机物也会影响乙二醇产品质量。
发明内容
本部分的目的在于概述本发明的实施例的一些方面以及简要介绍一些较佳实施例。在本部分以及本申请的说明书摘要和发明名称中可能会做些简化或省略以避免使本部分、说明书摘要和发明名称的目的模糊，而这种简化或省略不能用于限制本发明的范围。
鉴于上述和/或现有技术中存在的问题，提出了本发明。
本发明的其中一个目的是提供一种乙二醇的加氢精制方法，整个反应工艺包括原料输送及预热、一级加氢反应、气液分离、精馏、二级加氢/氢气循环单元操作的有机结合，形成了一整套完整的精制工艺技术。
为解决上述技术问题，本发明提供了如下技术方案：一种乙二醇的加氢精制方法，包括，
将需要精制的粗乙二醇原料与氢气混合后预热；
氢气和粗乙二醇在铜基加氢催化剂作用下进行一级加氢反应，得到加氢产物；
将加氢产物冷却后进行气液分离，分离出的乙二醇液体进行精馏；
精馏馏分采用镍基催化剂进行二级加氢反应，二级加氢后的乙二醇冷却后进行气液分离，分离出的乙二醇液体再次进行精馏，得到精制乙二醇。
作为本发明乙二醇的加氢精制方法的一种优选方案，其中：所述铜基加氢催化剂的质量组成为25～30％的氧化铜，0～0.2％的助剂Ce，其余为载体二氧化硅；
其中，所述铜基加氢催化剂的比表面积为80～150m2/g。
作为本发明乙二醇的加氢精制方法的一种优选方案，其中：所述镍基加氢催化剂为负载型镍催化剂，催化剂的组成为质量含量为18～28％的镍，0～0.5％的助剂Mn，其余为载体氧化铝；
其中，所述镍基加氢催化剂的比表面积为80～160m2/g。。
作为本发明乙二醇的加氢精制方法的一种优选方案，其中：所述进行一级加氢反应，温度为190～250℃，压力为2～3MPa，液体空速为0.5～2h-1，氢气与乙二醇的摩尔比为1～3：1。
作为本发明乙二醇的加氢精制方法的一种优选方案，其中：所述进行二级加氢反应，温度为110～150℃，压力为0.4～0.8MPa，液体空速为1～15h-1，氢气与乙二醇的摩尔比为2～5：1。
作为本发明乙二醇的加氢精制方法的一种优选方案，其中：所述进行精馏，于精馏塔内进行，进料温度为200～210℃，塔顶温度为197～207℃，塔底温度为215～225℃，精馏进料位置为精馏塔中部。
作为本发明乙二醇的加氢精制方法的一种优选方案，其中：所述精馏塔的塔顶馏分部分回到精馏塔进行回流，另一部分进行二级加氢反应；其中，回流比(回流馏分与进入二级加氢馏分的质量比)为1～1.8:1。
作为本发明乙二醇的加氢精制方法的一种优选方案，其中：所述精馏塔的侧线产出所述精制乙二醇，所述精馏塔底部产出的物料作为粗乙二醇原料使用。
本发明的另一个目的是提供一种乙二醇的加氢精制设备，包括，
一级加氢反应器，所述一级加氢反应器内具有铜基加氢催化剂，原料储罐和氢气入口分别与所述一级加氢反应器的一级入口连通；
第一气液分离罐，所述一级加氢反应器的一级出口通过换热器与所述第一气液分离罐的入口连通，所述第一气液分离罐还具有氢气出口和液体出口；
精馏塔，所述第一气液分离罐的液体出口与所述精馏塔的进料口连通，所述精馏塔还具有位于顶部的馏分出口以及位于侧部的第一出料口，所述第一出料口与成品储罐连通；
二级加氢反应器，所述二级加氢反应器内具有镍基加氢催化剂，所述馏分出口还与所述二级加氢反应器的入口连通；以及，
第二气液分离罐，所述二级加氢反应器的出口与所述第二气液分离罐的入口连通，所述第二气液分离罐还具有氢气出口。
作为本发明乙二醇的加氢精制设备的一种优选方案，其中：所述精馏塔还具有位于顶部的回流口以及位于底部的第二出料口，所述回流口与所述馏分出口以及所述第二气液分离罐的液体出口连通；所述第二出料口与所述原料储罐连通。
与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：
本发明连续加氢的精制方法，整个反应工艺包括原料输送及预热、一级加氢反应、气液分离、精馏、二级加氢/氢气循环单元操作的有机结合，形成了一整套完整的精制工艺技术，并且可以根据不同原料组成，选择性不同的工艺路线，实现装置的多元化生产。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动性的前提下，还可以根据这些附图获得其它的附图。其中：
图1为本发明乙二醇的加氢精制设备的结构示意图。
具体实施方式
为使本发明的上述目的、特征和优点能够更加明显易懂，下面结合说明书实施例对本发明的具体实施方式做详细的说明。
在下面的描述中阐述了很多具体细节以便于充分理解本发明，但是本发明还可以采用其他不同于在此描述的其它方式来实施，本领域技术人员可以在不违背本发明内涵的情况下做类似推广，因此本发明不受下面公开的具体实施例的限制。
其次，此处所称的“一个实施例”或“实施例”是指可包含于本发明至少一个实现方式中的特定特征、结构或特性。在本说明书中不同地方出现的“在一个实施例中”并非均指同一个实施例，也不是单独的或选择性的与其他实施例互相排斥的实施例。
实施例1
如图1所示，本实施例提供一种乙二醇的加氢精制设备，主要设备包括一级加氢反应器100，第一气液分离罐200，精馏塔300，二级加氢反应器400，第二气液分离罐500，原料储罐600，成品储罐700，回流罐800，换热器M1、M2、M3以及流体泵P1、P2、P3、P4；整个系统还包括氢气入口R1以及氮气入口R2。
其中，一级加氢反应器100采用列管式固定床加氢反应工艺，采用蒸汽或导热油加热，一级加氢反应器100具有位于顶部的一级入口101以及位于底部的一级出口102，打开一级加氢反应器100的上端封头和下端封头，将铜基加氢催化剂装填到反应器内部列管中，其中反应器列管两端各装填一段惰性瓷球，最后盖好上端封头和下端封头，完成一级加氢反应器100的催化剂装填。
原料储罐600、氢气入口R1和氮气入口R2通过换热器M1与一级加氢反应器100的一级入口101连通；本系统运行时，首先通过氮气入口R2向一级加氢反应器100内通入氮气，再逐步将一级加氢反应器100升温，通过氢气入口R1向一级加氢反应器100内引入氢气，开始进行催化剂活化；
催化剂活化结束后，缓慢将氢气引入反应系统，当系统压力升高到反应压力3～5MPa时开启氢气循环压缩机，使得整个一级加氢反应系统氢气循环，以维持系统氢气流量和反应压力。
加氢反应阶段，打开流体泵P1将原料储罐600中的原料，通过换热器M1预热后从一级加氢反应器100顶部的一级入口101进入反应器内，与氢气混合后共同在下述条件下进行加氢反应；其加氢产物从一级加氢反应器100底部的一级出口102流出，经流体泵P2在换热器M2中冷却后进入第一气液分离罐200内进行气液分离。
第一气液分离罐200具有分离入口201以及位于顶部的氢气出口202和位于底部的液体出口203；从一级加氢反应器100底部的一级出口102流出的加氢产物从分离入口201进入第一气液分离罐200内进行气液分离；第一气液分离罐200顶部分离出的氢气从氢气出口202排出进行循环利用，一部分采用循环压缩机循环与新鲜氢气混合后从氢气入口R1进入一级加氢反应器100内，另外一部分放空，维持系统气体组成恒定；第一气液分离罐200底部分离出的乙二醇液体进入精馏塔300进行精馏。
精馏塔300采用填料塔，其具有位于塔体中部的进料口301、位于顶部的馏分出口302、位于侧部的第一出料口303、位于顶部的回流口304以及位于底部的第二出料口305；
第一气液分离罐200底部分离出的乙二醇液体从进料口301进入精馏塔300内进行精馏，馏分从精馏塔300顶部的馏分出口302排出，一部分馏分经回流罐800从回流口304回到精馏塔300进行回流，另外一部分馏分经过管线进入二级加氢反应器400；精馏塔300底部采出的物料经过流体泵P3进入原料储罐600。
二级加氢反应器400采用塔式固定床滴流加氢反应工艺，二级加氢反应器400具有位于顶部的二级入口401以及位于底部的二级出口402；打开二级加氢反应器400的上端封头，将镍基加氢催化剂装填到反应器中，催化剂装填满后盖好上端封头。
从氮气入口R2将氮气引入二级加氢反应器400，进行系统置换，合格后将催化剂中的水排净，从氢气入口R1引入氢气，将二级加氢反应器400内氮气置换除去，氢气体积浓度高于70％时停止置换。
从精馏塔300顶部的馏分出口302排出的部分馏分通过流体泵P4进入换热器M3内预热后，与从氢气入口R1引入的氢气混合后共同从顶部的二级入口401进入二级加氢反应器400，在下述条件下进行加氢反应，加氢工艺条件为：温度110～150℃、压力0.4～0.8MPa、液体空速1～15h-1(升物料/每小时每升催化剂)、氢气:乙二醇(mol)＝2～5；其加氢产物从反应器底部的二级出口402流出，通过流体泵P6输送在换热器M4中冷却至60～80℃后进入第二气液分离罐500进行气液分离。
第二气液分离罐500具有分离入口501以及位于顶部的氢气出口502和位于底部的液体出口503；从二级加氢反应器400底部二级出口402流出的加氢产物从分离入口501进入第二气液分离罐500进行气液分离，第二气液分离罐500顶部分离出的氢气从氢气出口502排出进行循环利用，一部分采用循环压缩机循环与新鲜氢气混合后从氢气入口R1进入二级加氢反应器400内，另外一部分放空，维持系统气体组成恒定；第二气液分离罐500底部分离出的乙二醇液体从回流口304回到精馏塔300进行精馏；精馏产品合格后从精馏塔300侧面第一出料口303采出产品，通过流体泵P5输送至成品储罐700。
需要说明的是，整个系统安装完毕以及催化剂装填完毕后，通过氮气入口R2向整个系统通氮气进行置换，充氮气保压6.0MPa进行气密试验，24小时压降低于0.3MPa气密试验合格，方可进行后续实验。
实施例2
为了进一步说明本发明，下面按照上述实施方法在实验室进行一级加氢反应、精馏、二级加氢等操作，具体操作步骤如下：
一级加氢系统运行
催化剂活化：上述氮气置换气密试验合格的系统，通过氮气入口R2向一级加氢反应器100内通入氮气，气体空速1000h-1，再逐步将一级加氢反应器100升温至180℃恒温，通过氢气入口R1向一级加氢反应器100内引入氢气，使氢气体积含量为0.5～1％开始进行催化剂活化，催化剂活化条件控制如表1所示，具体实验时均选择编号5#的同一还原条件下进行。
表1
Figure BDA0004005719490000071
Figure BDA0004005719490000081
氢气循环：催化剂活化结束后，缓慢将氢气引入反应系统，当系统压力升高到反应压力3～5MPa时开启氢气循环压缩机，使得整个一级加氢反应系统氢气循环，以维持系统氢气流量和反应压力。
加氢反应：打开流体泵P1将原料储罐600中的原料，通过换热器M1预热后从一级加氢反应器100顶部的一级入口101进入反应器内，与氢气混合后共同在下述条件下进行加氢反应，加氢工艺条件为：为温度190～250℃、压力2～3MPa、液体空速0.5～2h-1、氢气:乙二醇(mol)＝1～3；其加氢产物从一级加氢反应器100底部的一级出口102流出，经流体泵P2在换热器M2中冷却至60～80℃进入第一气液分离罐200内进行气液分离；
第一气液分离罐200顶部分离出的氢气从氢气出口202排出进行循环利用，一部分采用循环压缩机循环与新鲜氢气混合后从氢气入口R1进入一级加氢反应器100内，另外一部分放空，维持系统气体组成恒定。
精馏系统运行：
第一气液分离罐200底部分离出的乙二醇液体控制合适温度进入精馏塔300进行精馏；馏分从精馏塔300顶部的馏分出口302排出，一部分馏分经回流罐800从回流口304回到精馏塔300进行回流，另外一部分馏分经过管线进入二级加氢反应器400；精馏塔300底部采出的物料经过流体泵P3进入原料储罐600。
二级加氢系统运行：
催化剂活化：从氮气入口R2将氮气引入二级加氢反应器400，进行系统置换，合格后将催化剂中的水排净，从氢气入口R1引入氢气，将二级加氢反应器400内氮气置换除去，氢气体积浓度高于70％时停止置换。
氢气循环：催化剂活化结束后，缓慢从氢气入口R1将氢气引入反应系统，当系统压力升高到反应压力0.5MPa时开启氢气循环压缩机，使得整个二级加氢反应系统氢气循环，以维持系统氢气流量和反应压力。
加氢反应：从精馏塔300顶部的馏分出口302排出的部分馏分通过流体泵P4进入换热器M3内预热后，与从氢气入口R1引入的氢气混合后共同从顶部的二级入口401进入二级加氢反应器400，在下述条件下进行加氢反应，加氢工艺条件为：温度110～150℃、压力0.4～0.8MPa、液体空速1～15h-1、氢气:乙二醇(mol)＝2～5；其加氢产物从反应器底部的二级出口402流出，通过流体泵P6输送在换热器M4中冷却至60～80℃后进入第二气液分离罐500进行气液分离；
第二气液分离罐500顶部分离出的氢气从氢气出口502排出进行循环利用，一部分采用循环压缩机循环与新鲜氢气混合后从氢气入口R1进入二级加氢反应器400内，另外一部分放空，维持系统气体组成恒定；第二气液分离罐500底部分离出的乙二醇液体从回流口304回到精馏塔300进行精馏；精馏产品合格后从精馏塔300侧面第一出料口303采出产品，通过流体泵P5输送至成品储罐700。
本实施例进行了不同加氢工艺条件、精馏条件时乙二醇品质的试验，具体实施条件及产品的分析数据见表2～表7：
表2乙二醇原料组成
Figure BDA0004005719490000091
其中，煤化工路线指的是煤通过合成气到甲醇，再制得草酸，经草酸二甲酯加氢得到的乙二醇；石油法路线指的是石脑油裂解的乙烯氧化制环氧乙烷，再水解得到的乙二醇；酯交换路线指的是碳酸乙烯酯与甲醇酯交换得到碳酸二甲酯和乙二醇工艺得到的乙二醇，是生产碳酸二甲酯的副产。
表3乙二醇原料UV值
原料编号 原料路线 220nmUV值 250nmUV值 275nmUV值
A1 煤化工路线 0.5 6.7 7.9
A2 石油法路线 14.3 34.2 37.1
A3 酯交换路线 46.2 69.2 70.5
表4一级加氢反应条件
条件 温度/℃ 压力/MPa <![CDATA[液空速/h<sup>-1</sup>]]> 氢醇比
B1 190 3 0.5 2
B2 210 3 1.0 2.5
B3 230 2.5 1.0 3
B4 250 2 2 1
表5精馏条件
条件 进料温度 塔底温度 塔顶温度 回流比
C1 200 197 215 1:1
C2 205 202 220 1.2:1
C3 205 202 220 1.5:1
C4 210 207 225 1.8:1
表6二级加氢反应条件
条件 温度/℃ 压力/MPa <![CDATA[液空速/h<sup>-1</sup>]]> 氢醇比
D1 110 0.8 1 3
D2 125 0.6 5 2
D3 135 0.6 10 2
D4 150 0.4 15 5
表7催化剂组成
Figure BDA0004005719490000111
具体实施例的工艺条件如表8所示。
表8实施例工艺条件
Figure BDA0004005719490000112
Figure BDA0004005719490000121
按照上述编号1～30进行乙二醇的加氢精制操作，分别得到精制乙二醇产品，产品组成如表9所示，精制乙二醇产品UV值如表10所示。
表9
Figure BDA0004005719490000131
Figure BDA0004005719490000141
表10
Figure BDA0004005719490000142
Figure BDA0004005719490000151
由表9和表10中数据可以看出，一级加氢工艺条件、精馏条件主要影响产品纯度、二级加氢工艺条件主要影响产品UV值，高活性的催化剂可以降低反应工艺条件，降低精馏的回流比。实施例1～10是针对原料A1进行的精制，综合来看，实验编号2的条件下能够获得最佳的精制乙二醇。实施例11～20是针对原料A2进行的精制，可以看出，原料A2可以不通过加氢也能实现精制乙二醇，可以根据原料选择不同工艺路线，综合实验结果可以看出，实验编号17的条件下能够获得最佳的精制乙二醇。实施例21～30是针对原料A3进行的精制，综合来看，实验编号27的条件下能够获得最佳的精制乙二醇。
另外，从实验结果可以看出，在本发明的条件范围之外，加氢活性不够，产品难分离，纯度和UV值达不到指标，例如，一级加氢温度过高会降低产物收率；过低酯加氢不够，不宜分离；氢醇比过大能耗高，过小加氢不够，不宜分离，会导致整体影响精制效果变差。
本发明连续加氢的精制方法，整个反应工艺包括原料输送及预热、一级加氢反应、气液分离、精馏、二级加氢/氢气循环单元操作的有机结合，形成了一整套完整的精制工艺技术，并且可以根据不同原料组成，选择性不同的工艺路线，实现装置的多元化生产。
应说明的是，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的精神和范围，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。

Claims (10)

1.一种乙二醇的加氢精制方法，其特征在于：包括，
将需要精制的粗乙二醇原料与氢气混合后预热；
氢气和粗乙二醇在铜基加氢催化剂作用下进行一级加氢反应，得到加氢产物；
将加氢产物冷却后进行气液分离，分离出的乙二醇液体进行精馏；
精馏馏分采用镍基催化剂进行二级加氢反应，二级加氢后的乙二醇冷却后进行气液分离，分离出的乙二醇液体再次进行精馏，得到精制乙二醇。
2.如权利要求1所述的乙二醇的加氢精制方法，其特征在于：所述铜基加氢催化剂的质量组成为25～30％的氧化铜，0～0.2％的助剂Ce，其余为载体二氧化硅；
其中，所述铜基加氢催化剂的比表面积为80～150m2/g。
3.如权利要求2所述的乙二醇的加氢精制方法，其特征在于：所述进行一级加氢反应，温度为190～250℃，压力为2～3MPa，液体空速为0.5～2h-1，氢气与乙二醇的摩尔比为1～3：1。
4.如权利要求1～3中任一项所述的乙二醇的加氢精制方法，其特征在于：所述镍基加氢催化剂为负载型镍催化剂，催化剂的组成为质量含量为18～28％的镍，0～0.5％的助剂Mn，其余为载体氧化铝；
其中，所述镍基加氢催化剂的比表面积为80～160m2/g。。
5.如权利要求4所述的乙二醇的加氢精制方法，其特征在于：所述进行二级加氢反应，温度为110～150℃，压力为0.4～0.8MPa，液体空速为1～15h-1，氢气与乙二醇的摩尔比为2～5：1。
6.如权利要求1～3、5中任一项所述的乙二醇的加氢精制方法，其特征在于：所述进行精馏，于精馏塔内进行，进料温度为200～210℃，塔顶温度为197～207℃，塔底温度为215～225℃，精馏进料位置为精馏塔中部。
7.如权利要求6所述的乙二醇的加氢精制方法，其特征在于：所述精馏塔的塔顶馏分部分回到精馏塔进行回流，另一部分进行二级加氢反应；其中，回流比为1～1.8:1。
8.如权利要求7所述的乙二醇的加氢精制方法，其特征在于：所述精馏塔的侧线产出所述精制乙二醇，所述精馏塔底部产出的物料作为粗乙二醇原料使用。
9.一种乙二醇的加氢精制设备，其特征在于：包括，
一级加氢反应器(100)，所述一级加氢反应器(100)内具有铜基加氢催化剂，原料储罐(600)和氢气入口(R1)分别与所述一级加氢反应器(100)的一级入口(101)连通；
第一气液分离罐(200)，所述一级加氢反应器(100)的一级出口(102)通过换热器(M1)与所述第一气液分离罐(200)的入口(201)连通，所述第一气液分离罐(200)还具有氢气出口(202)和液体出口(203)；
精馏塔(300)，所述第一气液分离罐(200)的液体出口(203)与所述精馏塔(300)的进料口(301)连通，所述精馏塔(300)还具有位于顶部的馏分出口(302)以及位于侧部的第一出料口(303)，所述第一出料口(303)与成品储罐(700)连通；
二级加氢反应器(400)，所述二级加氢反应器(400)内具有镍基加氢催化剂，所述馏分出口(302)还与所述二级加氢反应器(400)的入口(401)连通；以及，
第二气液分离罐(500)，所述二级加氢反应器(400)的出口(402)与所述第二气液分离罐(500)的入口(501)连通，所述第二气液分离罐(500)还具有氢气出口(502)。
10.如权利要求9所述的乙二醇的加氢精制设备，其特征在于：所述精馏塔(300)还具有位于顶部的回流口(304)以及位于底部的第二出料口(305)，所述回流口(304)与所述馏分出口(302)以及所述第二气液分离罐(500)的液体出口(503)连通；所述第二出料口(305)与所述原料储罐(600)连通。
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