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一种1,3-丁二醇的生产工艺和生产系统

阅读：1041发布：2020-06-15

专利汇可以提供一种1,3-丁二醇的生产工艺和生产系统专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明提供一种1,3-丁二醇的生产工艺，包括以下步骤，首先将乙醛溶液和催化剂送入微通道反应器中进行缩合反应后，再加入酸性物质调制中性后，得到中间产物；然后将上述步骤得到的中间产物进行加氢反应后，得到1,3-丁二醇。本发明提供的1,3-丁二醇的生产工艺，大大提高乙醛缩合反应过程中3-羟基丁醛的选择性和乙醛的单程转化率，提高了最终产品1,3-丁二醇的选择性和收率指标；同时还降低1,3-丁二醇的生产成本，提供了一条可以工业化应用的生产1,3-丁二醇的工艺路线。，下面是一种1,3-丁二醇的生产工艺和生产系统专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种1,3-丁二醇的生产工艺，其特征在于，包括以下步骤：
1)将乙醛溶液和催化剂送入微通道反应器中进行缩合反应后，再加入酸性物质调制中性后，得到中间产物；
2)将上述步骤得到的中间产物进行加氢反应后，得到1,3-丁二醇。
2.根据权利要求1所述的生产工艺，其特征在于，所述乙醛溶液的进料量为5～35kg/h；
所述催化剂的进料量为0.2～2kg/h；
所述缩合反应的时间为2～30min；
所述缩合反应的温度为0～50℃。
3.根据权利要求1所述的生产工艺，其特征在于，所述微通道反应器包括单管式微通道反应器或列管式微通道反应器；
所述微通道反应器的通道直径为5～25mm；
所述微通道反应器的外壳尺寸为100～800mm；
所述微通道反应器的管长为50～30000mm；
所述乙醛溶液和催化剂送入微通道反应器的管程中。
4.根据权利要求1所述的生产工艺，其特征在于，所述送入之前还包括在管道混合器中的混合步骤；
所述乙醛溶液的质量浓度为20％～80％；
所述催化剂包括碱溶液；
所述碱溶液的质量浓度为0.01％～5％；
所述乙醛溶液和碱溶液的流量比为10：(0.02～2)。
5.根据权利要求1所述的生产工艺，其特征在于，所述碱溶液包括氢氧化钠溶液、氢氧化钾溶液和碳酸氢钠溶液中的一种或多种；
所述中性的pH值为5～8；
所述酸性物质包括醋酸、稀盐酸、稀硫酸、甲酸、苯甲酸、碳酸和氢氟酸中的一种或多种。
6.根据权利要求1所述的生产工艺，其特征在于，所述加氢反应前还包括精馏分离步骤；
所述精馏分离的压力为10～50KPa；
所述精馏分离的塔顶温度为-20～2℃；
所述精馏分离的塔釜温度为40～85℃；
所述精馏分离的方式为填料式精馏分离；
所述加氢反应的温度为30～100℃；
所述加氢反应的压力为1.5～5.5MPa；
所述加氢反应的时间为0.5～4小时。
7.根据权利要求1所述的生产工艺，其特征在于，所述加氢反应后还包括过滤、脱轻分离、蒸发分离和再次精馏步骤中的一个或多个；
所述脱轻分离的压力为5～50KPa；
所述脱轻分离的塔顶温度为20～70℃；
所述脱轻分离的塔釜温度为100～150℃。
8.一种1,3-丁二醇的生产系统，其特征在于，包括微通道反应器；
与所述微通道反应器出口相连接的管道中和装置；
与所述管道中和装置出口相连接的加氢反应釜。
9.根据权利要求8所述的生产系统，其特征在于，所述系统还包括管道混合器；
所述管道混合器设置有乙醛溶液进口和催化剂进口；
所述管道混合器的出口与所述微通道反应器的进口相连接；
所述系统还包括填料精馏塔；
所述管道中和装置的出口与所述填料精馏塔的进料口相连接，所述填料精馏塔的塔顶出口与所述微通道反应器的进口相连接的进口相连接，所述填料精馏塔的塔釜出口与加氢反应釜相连接；
所述填料精馏塔的段数为2～5段；
所述填料精馏塔的每段的填料层高度为2～5米。
10.根据权利要求8所述的生产系统，其特征在于，所述系统还包括脱轻塔、薄膜蒸发器和第二精馏塔；
所述加氢反应釜的出口与所述脱轻塔的侧线进口相连接，所述脱轻塔的塔釜出口与所述薄膜蒸发器的进口相连接；
所述薄膜蒸发器的蒸汽出口与所述第二精馏塔的侧线进口相连接；
所述第二精馏塔为填料精馏塔；
所述第二精馏塔的段数为3～6段；
所述第二精馏塔的每段的填料层高度为3～6米；
所述第二精馏塔具有侧线产品出口。

说明书全文

一种1,3-丁二醇的生产工艺和生产系统

技术领域

[0001] 本发明属于1,2-丙二醇合成技术领域，尤其涉及一种1,3-丁二醇的生产工艺和生产系统。

背景技术

[0002] 1,3-丁二醇，简称1,3-BDO，分子式为C4H10O2，常温下是一种无色、无味的液体，无腐蚀性，对皮肤刺激性很小，毒性很低，应用广泛。1.3-丁二醇具有二元醇的反应性、无臭、低毒、水溶性好等特点，主要用于有机合成，是聚酯树酯、醇酸树脂的原料，增塑剂的原料，聚氨酯涂料的原料，与苯酐、顺丁烯二酸酐等单体可制成不饱和聚酯树脂，湿润剂和柔软剂，医药、染料的中间体，表面活性剂，塑化剂，偶合剂，溶剂，食品添加及香味剂，也可用作纺织品、烟草和纸张的增湿剂和软化剂，乳酪或肉类的抗菌剂等。此外，它还作为保湿剂广泛用于化妆品中，如化妆水、膏霜、乳液、牙膏等产品中。1,3-丁二醇可分为工业级和LO+级。前者价格相对较低，广泛用作对DPG品质要求不太高的工业溶剂以及不饱和树脂的生产、硝基纤维清漆等的生产原料；后者价格较高，主要应用于香料、化妆品、洗涤剂、食品添加剂等高品质原料需求的领域。如1,3-丁二醇在化妆品中主要用作保湿剂，并且有良好的抑菌作用，可用于各种化妆水、药膏和牙膏的生产。而且由于1，3-丁二醇具有抗菌作用，它还被用作乳制品、肉制品的抗菌剂。1，3-丁二醇作为一种重要的有机合成中间体，在各个领域的应用不断被开发、延伸。由于1,3-丁的低毒性和优良性能，未来发展前景良好。

[0003] 现有工艺中，1,3-丁二醇的生产方法主要有：(1)乙醛缩合加氢工艺；(2)丙烯与甲醛缩合水解；(3)丙烯醛与2，2-二甲基-1，3-丙二醇反应；(4)生物法等。就1，3-丁二醇的工业生产而言，上述常用的工业化生产方法都存在着选择性低，副产物较多，后处理困难等问题。相比之下，乙醛缩合加氢工艺是生产1，3-丁二醇的主流工艺。因而当前1,3-丁二醇的生产方法主要是采用乙醛缩合加氢法，但是国内均处在实验室研发阶段，即使采用烧瓶或反应釜等实验室装置，依然存在转化率低，选择性差等问题，未有工业化生产装置的报道。而且国外文献介绍的1,3-丁二醇工业生产方法，是采用乙醛缩合加氢工艺制备1,3-丁二醇，中间产物为(2，6-二甲基，1，3-二氧杂环，4-己醇)再加氢生成1,3-丁二醇。该工艺也存在选择性和1,3-丁二醇收率都不高等问题。

[0004] 因此，如何找到一种能够工业化应用的开发转化率高、选择性好、高纯度的1,3-丁二醇生产工艺路线，解决上述实际应用中存在的技术问题，对实现1,3-丁二醇大规模工业化生产，解决目前国内高端市场主要依赖进口的紧迫局面至关重要，也成为业内诸多生产企业和一线研发人员亟待解决的问题之一。

发明内容

[0005] 有鉴于此，本发明要解决的技术问题在于提供一种1,3-丁二醇的生产工艺和生产系统，本发明提供的生产工艺和系统，大大提高了1,3-丁二醇产品的转化率、选择性和纯度，而且工艺路线简单，适合工业化大生产。

[0006] 本发明提供一种1,3-丁二醇的生产工艺，包括以下步骤：

[0007] 1)将乙醛溶液和催化剂送入微通道反应器中进行缩合反应后，再加入酸性物质调制中性后，得到中间产物；

[0008] 2)将上述步骤得到的中间产物进行加氢反应后，得到1,3-丁二醇。

[0009] 优选的，所述乙醛溶液的进料量为5～35kg/h；

[0010] 所述催化剂的进料量为0.2～2kg/h；

[0011] 所述缩合反应的时间为2～30min；

[0012] 所述缩合反应的温度为0～50℃。

[0013] 优选的，所述微通道反应器包括单管式微通道反应器或列管式微通道反应器；

[0014] 所述微通道反应器的通道直径为5～25mm；

[0015] 所述微通道反应器的外壳尺寸为100～800mm；

[0016] 所述微通道反应器的管长为50～30000mm；

[0017] 所述乙醛溶液和催化剂送入微通道反应器的管程中。

[0018] 优选的，所述送入之前还包括在管道混合器中的混合步骤；

[0019] 所述乙醛溶液的质量浓度为20％～80％；

[0020] 所述催化剂包括碱溶液；

[0021] 所述碱溶液的质量浓度为0.01％～5％；

[0022] 所述乙醛溶液和碱溶液的流量比为10：(0.02～2)。

[0023] 优选的，所述碱溶液包括氢氧化钠溶液、氢氧化钾溶液和碳酸氢钠溶液中的一种或多种；

[0024] 所述中性的pH值为5～8；

[0025] 所述酸性物质包括醋酸、稀盐酸、稀硫酸、甲酸、苯甲酸、碳酸和氢氟酸中的一种或多种。

[0026] 优选的，所述加氢反应前还包括精馏分离步骤；

[0027] 所述精馏分离的压力为10～50KPa；

[0028] 所述精馏分离的塔顶温度为-20～2℃；

[0029] 所述精馏分离的塔釜温度为40～85℃；

[0030] 所述精馏分离的方式为填料式精馏分离；

[0031] 所述加氢反应的温度为30～100℃；

[0032] 所述加氢反应的压力为1.5～5.5MPa；

[0033] 所述加氢反应的时间为0.5～4小时。

[0034] 优选的，所述加氢反应后还包括过滤、脱轻分离、蒸发分离和再次精馏步骤中的一个或多个；

[0035] 所述脱轻分离的压力为5～50KPa；

[0036] 所述脱轻分离的塔顶温度为20～70℃；

[0037] 所述脱轻分离的塔釜温度为100～150℃。

[0038] 本发明还提供了一种1,3-丁二醇的生产系统，包括微通道反应器；

[0039] 与所述微通道反应器出口相连接的管道中和装置；

[0040] 与所述管道中和装置出口相连接的加氢反应釜。

[0041] 优选的，所述系统还包括管道混合器；

[0042] 所述管道混合器设置有乙醛溶液进口和催化剂进口；

[0043] 所述管道混合器的出口与所述微通道反应器的进口相连接；

[0044] 所述系统还包括填料精馏塔；

[0045] 所述管道中和装置的出口与所述填料精馏塔的进料口相连接，所述填料精馏塔的塔顶出口与所述微通道反应器的进口相连接，所述填料精馏塔的塔釜出口与加氢反应釜相连接；

[0046] 所述填料精馏塔的段数为2～5段；

[0047] 所述填料精馏塔的每段的填料层高度为2～5米。

[0048] 优选的，所述系统还包括脱轻塔、薄膜蒸发器和第二精馏塔；

[0049] 所述加氢反应釜的出口与所述脱轻塔的侧线进口相连接，所述脱轻塔的塔釜出口与所述薄膜蒸发器的进口相连接；

[0050] 所述薄膜蒸发器的蒸汽出口与所述第二精馏塔的侧线进口相连接；

[0051] 所述第二精馏塔为填料精馏塔；

[0052] 所述第二精馏塔的段数为3～6段；

[0053] 所述第二精馏塔的每段的填料层高度为3～6米；

[0054] 所述第二精馏塔具有侧线产品出口。

[0055] 本发明提供一种1,3-丁二醇的生产工艺，包括以下步骤，首先将乙醛溶液和催化剂送入微通道反应器中进行缩合反应后，再加入酸性物质调制中性后，得到中间产物；然后将上述步骤得到的中间产物进行加氢反应后，得到1,3-丁二醇。与现有技术相比，本发明针对现有的1,3-丁二醇的常用工业化生产方法都存在着选择性低，副产物较多，后处理困难等问题。而乙醛缩合加氢工艺，无论是处在实验室研发阶段还是工业化的方法中，还依然存在转化率低，选择性差等问题。

[0056] 本发明提供了一种采用乙醛为原料，缩合反应后加氢制备1,3-丁二醇的工业化生产工艺和生产系统。该工艺方法先以乙醛为原料，再和催化剂，在微通道反应器中缩合反应生成3-羟基丁醛，缩合反应后在微通道中直接加入酸性物质将反应后物料中和至中性。含有未反应乙醛的粗品物料精馏分离出乙醛后再加氢得到产品1,3-丁二醇和副产物正丁醇。本发明提供的1,3-丁二醇的生产工艺，大大提高乙醛缩合反应过程中3-羟基丁醛的选择性和乙醛的单程转化率，提高了最终产品1,3-丁二醇的选择性和收率指标；同时还降低1,3-丁二醇的生产成本，提供了一条可以工业化应用的生产1,3-丁二醇的工艺路线。

[0057] 实验结果表明，采用本发明提供的生产工艺可将1,3-丁二醇的选择性由60％～70％提升至85％以上，收率由85％提升至98％，纯度99.5％以上，有效提升了目标产物的选择性和收率，时效成本和能耗。
附图说明

[0058] 图1为本发明提供的1,3-丁二醇生产系统的主要工艺流程简图；

[0059] 图2为本发明实施例1提供的1,3-丁二醇生产系统的工艺流程简图。

具体实施方式

[0060] 为了进一步了解本发明，下面结合实施例对本发明的优选实施方案进行描述，但是应当理解，这些描述只是为进一步说明本发明的特征和优点而不是对本发明专利要求的限制。

[0061] 本发明所有原料，对其来源没有特别限制，在市场上购买的或按照本领域技术人员熟知的常规方法制备的即可。

[0062] 本发明所有原料，对其纯度没有特别限制，本发明优选采用工业纯或二丙二醇制备领域常规的纯度即可。

[0063] 本发明所有名词表达和简称均属于本领域常规名词表达和简称，每个名词表达和简称在其相关应用领域内均是清楚明确的，本领域技术人员根据名词表达和简称，能够清楚准确唯一的进行理解。

[0064] 本发明提供了一种1,3-丁二醇的生产工艺，其特征在于，包括以下步骤：

[0065] 1)将乙醛溶液和催化剂送入微通道反应器中进行缩合反应后，再加入酸性物质调制中性后，得到中间产物；

[0066] 2)将上述步骤得到的中间产物进行加氢反应后，得到1,3-丁二醇。

[0067] 本发明首先将乙醛溶液和催化剂送入微通道反应器中进行缩合反应后，再加入酸性物质调制中性后，得到中间产物。

[0068] 本发明对所述乙醛溶液的具体参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于此类反应的乙醛溶液即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述乙醛溶液的质量浓度优选为20％～80％，更优选为30％～70％，更优选为40％～60％。

[0069] 本发明对所述乙醛溶液的进料量没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于此类反应的进料量即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述乙醛溶液的进料量优选为为5～35kg/h，更优选为10～30kg/h，更优选为15～25kg/h。

[0070] 本发明对所述乙醛溶液的具体选择没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于此类反应的常用催化剂即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述催化剂优选包括碱溶液，具体更优选为氢氧化钠溶液、氢氧化钾溶液和碳酸氢钠溶液中的一种或多种，更优选为氢氧化钠溶液、氢氧化钾溶液或碳酸氢钠溶液。本发明所述碱溶液的质量浓度优选为0.01％～5％，更优选为0.05％～4.5％，更优选为0.1％～4％，更优选为0.5％～3.5％，更优选为1％～3％，更优选为1.5％～2.5％。

[0071] 本发明对所述催化剂的进料量没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于此类反应的催化剂的进料量即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述催化剂的进料量优选为0.2～2kg/h，更优选为0.5～1.8kg/h，更优选为0.8～1.5kg/h，更优选为1.0～1.3kg/h。

[0072] 本发明对所述微通道反应器的参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于微通道反应器的常规参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明为进一步保证反应效果，提高产品的性能参数，所述微通道反应器优选包括单管式微通道反应器或列管式微通道反应器，更优选为列管式微通道反应器。本发明所述微通道反应器的通道直径(管径)优选为5～25mm，更优选为8～22mm，更优选为10～20mm，更优选为12～18mm。本发明所述微通道反应器的外壳尺寸优选为100～800mm，更优选为200～700mm，更优选为300～600mm，更优选为400～500mm。本发明所述微通道反应器的管长优选为50～30000mm，更优选为500～25000mm，更优选为1000～20000mm，更优选为5000～15000mm，更优选为8000～12000mm。本发明所述乙醛溶液和催化剂优选送入微通道反应器的管程中，即反应介质走管程，换热介质走壳程。

[0073] 本发明为进一步提高反应效果，所述送入微通道反应器之前优选还包括在管道混合器中的混合步骤，即本发明优选将乙醛溶液和催化剂在管道混合器中进行混合后，再送入微通道反应器中进行缩合反应。本发明对所述管道混合器的具体参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于此类混合器的常用参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，更优选为微通道混合器。

[0074] 本发明对所述缩合反应的参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的此类缩合反应的常规参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明为进一步保证反应效果，提高产品的性能参数，所述缩合反应的时间优选为2～30min，更优选为7～25min，更优选为12～20min。本发明所述缩合反应的温度优选为0～50℃，更优选为0～40℃，更优选为0～30℃，更优选为0～20℃，也可以为5～20℃，或者为10～15℃。本发明所述缩合反应的压力优选为常压。

[0075] 本发明优选采用了微通道混合器作为混合场所，所用的微通道混合器内的通道特征尺度达微米级，在反应之前，通过对流作用和分子扩散，将原料进行了分子级的混合，提高了反应过程中的传质效果，为后续反应提供了保障。本发明特别将微通道反应器作为反应场所，利用微通道反应器低通道直径的特点，高效传质效果以及物料间的充分混合，为乙醛溶液进行缩合反应反应提供了保障，使其关键的温度参数控制更准确，从而能够保证反应在低温下进行，有效的拓宽了反应温度的控制范围，跟有利于实际生产管控；而且原料在通道内呈层流状态，不存在返混现象，有效避免了反应进程中物料之间多余的接触的机会，降低了副反应的发生，从而有效提升了1,3-丁二醇的选择性，解决了合成1,3-丁二醇产物选择性低，副产物高等缺陷。

[0076] 本发明对所述酸性物质的具体选择没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于调节pH值的酸性物质即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述酸性物质优选包括醋酸、稀盐酸、稀硫酸、甲酸、苯甲酸、碳酸和氢氟酸中的一种或多种，更优选为醋酸、稀盐酸、稀硫酸、甲酸、苯甲酸、碳酸或氢氟酸。

[0077] 本发明对所述中性的具体范围没有特别限制，以本领域技术人员熟知的此类反应的pH值的中性范围即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述中性的pH值优选为5～8，更优选为5.5～7.5，更优选为6～7。

[0078] 本发明经过上述步骤后得到中间产物，本发明对所述中间产物的成分没有特别限制，在本发明中，所述中间产物优选包括3-羟基丁醛、丁烯醛、乙醛和水，即主产物为3-羟基丁醛，还包括副产物丁烯醛，以及未反应的乙醛和原料中的水等。

[0079] 本发明随后将上述步骤得到的中间产物进行加氢反应后，得到1,3-丁二醇。

[0080] 本发明为进一步提高反应效果，所述中间产物进行加氢反应之前优选还包括精馏分离步骤，即本发明优选将中间产物先进行精馏，分离乙醛后，再进行加氢反应。本发明对所述精馏分离的具体参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于此类反应的常用精馏分离参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述精馏分离的压力优选为10～50KPa，更优选为15～45KPa，更优选为20～40KPa，更优选为25～35KPa。本发明所述精馏分离的塔顶温度优选为-20～2℃，更优选为-18～0℃，更优选为-15～-3℃，更优选为-12～-5℃，更优选为-10～-7℃。本发明所述精馏分离的塔釜温度优选为40～85℃，更优选为50～75℃，更优选为60～65℃。本发明所述精馏分离的方式优选为填料式精馏分离。

[0081] 本发明对所述加氢反应的具体参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于此类反应的常用加氢反应的参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述加氢反应的压力优选为1.5～5.5MPa，更优选为2～5MPa，更优选为2.5～4.5MPa，更优选为3～4MPa。本发明所述加氢反应的温度优选为30～100℃，更优选为40～90℃，更优选为50～80℃，更优选为60～70℃。本发明所述加氢反应的时间优选为0.5～4小时，更优选为1～3.5小时，更优选为1.5～3小时，更优选为2～2.5小时。本发明所述加氢反应优选为催化加氢反应，所述加氢反应的催化剂包括雷尼镍催化剂、钯碳催化剂和铑催化剂中的一种或多种，更优选为雷尼镍催化剂、钯碳催化剂或铑催化剂。

[0082] 本发明为进一步保证最终产品的效果，完整和细化整体生产工艺，所述加氢反应后优选还包括过滤、脱轻分离、蒸发分离和再次精馏步骤，更优选为依次进行过滤分离、脱轻分离、蒸发分离和再次精馏步骤。

[0083] 本发明对上述步骤的具体参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于此类反应的后处理步骤即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述过滤优选为过滤分离，具体为过滤分离催化剂。本发明所述脱轻分离优选为精馏脱轻分离。本发明所述脱轻分离的压力优选为5～50KPa，更优选为15～40KPa，更优选为25～30KPa。本发明所述脱轻分离的塔顶温度优选为20～70℃，更优选为30～60℃，更优选为40～50℃。本发明所述脱轻分离的塔釜温度优选为100～150℃，更优选为
110～140℃，更优选为120～130℃。本发明所述蒸发分离的方式优选为薄膜蒸发分离。本发明所述再次精馏的压力优选为1-50KPa，更优选为5～45KPa，更优选为10～40KPa，更优选为
20～30KPa。本发明所述再次精馏的塔顶温度优选为100-140℃，更优选为105～135℃，更优选为120～132℃，更优选为122～130℃，更优选为123～126℃。本发明所述再次精馏的塔釜温度优选为100-170℃，更优选为110～155℃，更优选为125～135℃。本发明所述再次精馏的方式优选为填料式精馏分离。

[0084] 本发明为进一步保证最终产品的效果，完整和细化整体生产工艺，上述步骤具体可以为：

[0085] (1)缩合单元：开工前先对工艺系统打压试密，确认系统无漏点，乙醛水溶液和碱液一起混合后通入到微通道反应器中，保持微通道反应器温度在0～50℃，乙醛水溶液浓度在20％～100％范围，碱液的浓度范围为0.01％～1％，乙醛溶液和碱液的通入比例为10：(0.02～2)。缩合反应结束后在反应物料中通入醋酸溶液，将反应物料中和至中性。

[0086] (2)乙醛分离单元：乙醛缩合后的物料中含有乙醛、3-羟基丁醛、丁烯醛、水等物料，先经过脱乙醛塔分离脱除乙醛后再进行加氢反应生产1,3-丁二醇。本发明采用填料精馏塔分离脱除乙醛，该塔操作压力为0～50KPa，塔顶温度为-20～2℃，塔釜温度为40～85℃，该塔采用三段不锈钢丝网填料。

[0087] (3)加氢单元：脱乙醛后的物料加入到加氢反应釜中，通入氮气置换反应釜中的空气，置换完成后再通入氢气置换氮气，然后开始加热升温，保持温度在50～80℃左右时开始通入氢气，保持反应釜的压力在2.0～5.5MPa的条件下加氢反应0.5-4小时后，取样分析反应物料中无丁烯醛、三羟基丁醛、乙醛等含有羰基的物料后停止加氢反应。

[0088] (4)1,3-丁二醇脱轻组分塔：加氢后物料分离出加氢催化剂后，该塔采用负压操作，压力为0～50KPa，塔顶温度为20～70℃，塔釜温度为100～150℃，该塔采用不锈钢丝网填料。

[0089] (5)1,3-丁二醇产品：脱除轻组分物料进入薄膜蒸发器蒸发除去醋酸钠盐类后，蒸汽直接进入1,3-丁二醇产品精馏塔，塔顶进一步脱除轻组分杂质，塔釜脱除重组分杂质，侧线采出1,3-丁二醇产品。

[0090] 本发明上述步骤提供了一种1,3-丁二醇的生产工艺，本发明基于乙醛缩合中间产物3-羟基丁醛不稳定，温度超过85度或者在酸性条件下迅速分解成巴豆醛。或者3-羟基丁醛和乙醛会进一步缩合为(2，6-二甲基，1，3-二氧杂环，4-己醇)，本发明将如何提高乙醛的单程转化率，提高3-羟基丁醛的选择性，并在加氢反应前保护3-羟基丁醛稳定不分解，作为其实现规模工业化，提升收率和选择性的重点。本发明针对以上缺点和自身特点，通过优化控制乙醛缩合的反应温度、催化剂氢氧化钠溶液的量、乙醛缩合反应器的型式，中和反应的方式，加氢反应的条件等方式，提高乙醛缩合反应过程中3-羟基丁醛的选择性和乙醛的单程转化率，提高最终产品1,3-丁二醇的选择性和收率指标。降低1,3-丁二醇的生产成本，提供了一条可以工业化应用的生产1,3-丁二醇的工艺路线。

[0091] 本发明提供了一种1,3-丁二醇的生产方法及系统，本发明优选以液体氢氧化钠溶液为催化剂，乙醛部分发生缩合反应生成丁醇醛，反应后的物料进入精馏塔分离除去未反应的乙醛后，加氢反应生成1,3-丁二醇粗品，精制分离后得到1,3-丁二醇产品。更主要的是优选采用乙醛水溶液，催化剂为氢氧化钠溶液，乙醛溶液与氢氧化钠溶液在微通道反应器内混合反应，稳定优化的保持反应温度在0～20℃，反应压力为常压，在微反应器中完成缩合反应后直接在微反应器的后段注入醋酸溶液(酸性物质)，将乙醛缩合产物中和至中性。然后在负压条件下精馏分离出未反应的乙醛，返回配制成乙醛溶液后进入微反应器循环使用。分离出未反应乙醛的3-羟基丁醛溶液再输送至加氢反应釜中加氢生成1,3-丁二醇产品，缩合副产物巴豆醛加氢生成正丁醇。

[0092] 本发明更创造性的从反应过程的流体力学角度入手，摒弃了以往反应釜中搅拌混流状态反应的特点，改为有序层流，更有利于该反应的进行和选择性的提高，特别采用了微通道反应器作为反应场所，利用微通道反应器低通道直径的特点，使原料在通道内呈层流状态，降低了返混现象，有效避免了原料和产物接触产生副产物的机会，降低了串联反应的发生，再优选结合微通道混合器混合，从而有效提升了产物中1,3-丁二醇的选择性，提高乙醛缩合反应过程中3-羟基丁醛的选择性和乙醛的单程转化率，进而提高了最终产品1,3-丁二醇的选择性和收率指标，工艺简单，条件温和，易于控制，更加适合工业化大生产。

[0093] 本发明得到的产品纯度大于等于99％，色度≤5，1,3-丁二醇的选择性最高达到89％以上。

[0094] 本发明还提供了一种1,3-丁二醇的生产系统，其特征在于，包括微通道反应器；

[0095] 与所述微通道反应器出口相连接的管道中和装置；

[0096] 与所述管道中和装置出口相连接的加氢反应釜。

[0097] 本发明对上述1,3-丁二醇的生产系统中所需设备的选择和组成，以及相应的优选原则，与前述生产工艺中所对应的设备的选择和组成，以及相应的优选原则均可以进行对应，在此不再一一赘述。

[0098] 本发明对所述相连接的方式没有特别限制，以本领域技术人员熟知的工艺上的常规连接方式即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述相连接优选为通过管道相连接，或者通过管道和泵相连接。

[0099] 参见图1，图1为本发明提供的1,3-丁二醇生产系统的主要工艺流程简图。其中，1、管道反应器；2、管道中和反应器；3、加氢反应釜，a为乙醛溶液，b为催化剂，c为酸性物质，d为氢气。

[0100] 在本发明中，所述生产系统中，包括微通道反应器。本发明对所述微通道反应器的参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于微通道反应器的常规参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明为进一步保证反应效果，提高产品的性能参数，所述微通道反应器优选包括单管式微通道反应器或列管式微通道反应器，更优选为列管式微通道反应器。本发明所述微通道反应器的通道直径(管径)优选为5～25mm，更优选为8～22mm，更优选为10～20mm，更优选为12～18mm。本发明所述微通道反应器的外壳尺寸优选为100～800mm，更优选为200～700mm，更优选为300～600mm，更优选为400～500mm。本发明所述微通道反应器的管长优选为50～5000mm，更优选为100～4500mm，更优选为500～4000mm，更优选为1000～3000mm，更优选为1500～2500mm。本发明所述乙醛溶液和催化剂优选送入微通道反应器的管程中，即反应介质走管程，换热介质走壳程。

[0101] 在本发明中，所述生产系统中，优选还包括管道混合器，更优选为微通道混合器。所述管道混合器设置有乙醛溶液进口和催化剂进口；所述管道混合器的出口与所述微通道反应器的进口相连接。其作用在于，有助缩合反应前的均质混合，提高反应效率。本发明对所述管道混合器的结构和参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的常规管道混合器的结构和参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整。在其他实施方案中，也可以含有相同功能的其他装置，以有助缩合反应进行，提高反应效果为优选方案。

[0102] 在本发明中，所述生产系统中，包括与微通道反应器出口相连接的管道中和装置。即所述管道中和装置的进口与所述微通道反应器出口相连接。其作用在于，有助于减少副反应的发生，满足后续反应的条件。本发明对所述管道中和装置的结构和参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于管道中和装置的常规结构和参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整。在其他实施方案中，也可以含有相同功能的其他装置，以有助于减少副反应的发生，满足后续反应的条件为优选方案。

[0103] 在本发明中，所述生产系统中，包括与所述管道中和装置出口相连接的加氢反应釜。即所述管道中和装置的出口与所述加氢反应釜的进口相连接。其作用在于，进行加氢反应。本发明对所述加氢反应釜的结构和参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的用于加氢反应装置的常规结构和参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明所述本发明加氢反应器优选为釜式间歇加氢反应器。在其他实施方案中，也可以含有相同功能的其他装置，以有助于进行加氢反应为优选方案。

[0104] 在本发明中，所述生产系统中，优选还包括填料精馏塔。本发明所述管道中和装置的出口优选与所述填料精馏塔的进料口相连接，所述填料精馏塔的塔顶出口优选与所述微通道反应器的进口相连接的进口相连接，所述填料精馏塔的塔釜出口优选与加氢反应釜相连接。本发明所述填料精馏塔的塔顶出口还优选与所述管道混合器的进口相连接。其作用在于分离出未反应的乙醛，同时将回收的乙醛返回原料入口，循环利用，节能环保，降低成本。在其他实施方案中，也可以含有相同功能的其他装置，以有助循环利用，节能环保，降低成本为优选方案。

[0105] 本发明对所述填料精馏塔的结构和参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的常规填料精馏塔的结构和参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明为进一步提高最终产品的性能，完整和优化生产系统，所述填料精馏塔的段数优选为2～5段，更优选为3～5段，更优选为3～4段。本发明所述填料精馏塔每段的填料层高度优选为2～5米，更优选为2～4米，更优选为3～4米。本发明所述填料形式优选包括规整填料或散堆填料，更优选为规整填料。本发明所述填料类型优选包括不锈钢丝网、瓷波纹填料、金属波纹填料、木栅填料、拉西环、鲍尔环、阶梯环和钢质填圈中的一种或多种，更优选为不锈钢丝网、瓷波纹填料、金属波纹填料、木栅填料、拉西环、鲍尔环、阶梯环或钢质填圈，最优选为BX(不锈钢金属丝网)填料。本发明所述填料精馏塔的进料口优选在第二段填料下面，本发明所述段数计算方式优选为由精馏塔塔顶到塔釜，自上而下进行计算。

[0106] 在本发明中，所述生产系统中，优选还包括脱轻塔、薄膜蒸发器和第二精馏塔。本发明所述加氢反应釜的出口优选与所述脱轻塔的侧线进口相连接，所述脱轻塔的塔顶出口(脱出的醇和水)优选与冷凝器相连接，进行其他利用，所述脱轻塔的塔釜出口优选与所述薄膜蒸发器的进口相连接，所述薄膜蒸发器的蒸汽(即产品)出口优选与所述第二精馏塔的侧线进口相连接。其作用在于分离提纯最终产品，同时副产品进行循环利用，节能环保，降低成本。在其他实施方案中，也可以含有相同功能的其他装置，以有助分离提纯最终产品，循环利用，节能环保，降低成本为优选方案。

[0107] 本发明对上述装置的结构和参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的常规脱轻塔、薄膜蒸发器和精馏塔的结构和参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、原料情况以及产品要求进行选择和调整，本发明为进一步提高最终产品的性能，完整和优化生产系统，所述第二精馏塔优选为填料精馏塔。本发明所述第二精馏塔的段数优选为3～6段，更优选为4～6段，更优选为4～5段。本发明所述填料精馏塔每段的填料层高度优选为3～6米，更优选为4～6米，更优选为4～5米。本发明所述填料形式优选包括规整填料或散堆填料，更优选为规整填料。本发明所述填料类型优选包括不锈钢丝网、瓷波纹填料、金属波纹填料、木栅填料、拉西环、鲍尔环、阶梯环和钢质填圈中的一种或多种，更优选为不锈钢丝网、瓷波纹填料、金属波纹填料、木栅填料、拉西环、鲍尔环、阶梯环或钢质填圈，最优选为BX(不锈钢金属丝网)填料。本发明所述第二精馏塔的进料口优选在第三段填料下面，所述第二精馏塔的出料位置优选为侧线采出，即具有侧线产品出口。所述出料口优选在第一段填料的下面。本发明所述段数计算方式优选为由精馏塔塔顶到塔釜，自上而下进行计算。

[0108] 本发明为进一步保证最终产品的效果，完整和细化整体生产系统，上述生成系统具体可以为：

[0109] 缩合反应单元：来自乙醛溶液配制罐的乙醛溶液与来自氢氧化钠溶液配制罐的氢氧化钠溶液分别经泵输送至微通道反应器内，在微通道反应器内缩合反应生成3-羟基丁醛，反应压力为常压，反应温度保持在0～20度条件下连续反应，保持物料在微通道反应器内的停留时间为2～30分钟。

[0110] 中和：根据加入的氢氧化钠溶液的量和反应后物料的酸碱度，在微反应器的后段直接注入醋酸溶液将反应产物中和至中性。

[0111] 乙醛回收：反应后中和至中性的物料输送至精馏塔中精馏分离出未反应的乙醛，冷凝后返回乙醛溶液配制罐中循环回微反应器中循环使用。

[0112] 加氢：精馏塔釜物料输送至加氢反应器中加氢反应，保持加氢反应温度在20～80℃范围内，压力在1.5～6.0MPa范围内加氢反应生成1,3-丁二醇和副产物正丁醇。

[0113] 1,3-丁二醇产品精制：加氢后的物料经过过滤分离，精馏后得到的粗品1,3-丁二醇，再经过薄膜蒸发器蒸发除盐，汽相冷凝后，再精制得到1,3-丁二醇产品。

[0114] 本发明上述步骤提供了一种1,3-丁二醇的生产系统，本发明基于乙醛缩合中间产物3-羟基丁醛不稳定，温度超过85度或者在酸性条件下迅速分解成巴豆醛。或者3-羟基丁醛和乙醛会进一步缩合为(2，6-二甲基，1，3-二氧杂环，4-己醇)，本发明将如何提高乙醛的单程转化率，提高3-羟基丁醛的选择性，并在加氢反应前保护3-羟基丁醛稳定不分解，作为其实现规模工业化，提升收率和选择性的重点。本发明针对以上缺点和自身特点，通过优化控制乙醛缩合反应器的型式，中和反应的方式，加氢反应的方式等条件，提高乙醛缩合反应过程中3-羟基丁醛的选择性和乙醛的单程转化率，提高最终产品1,3-丁二醇的选择性和收率指标。降低1,3-丁二醇的生产成本，提供了一条可以工业化应用的生产1,3-丁二醇的工艺路线。

[0115] 本发明提供了一种1,3-丁二醇的生产方法及系统，本发明优选以液体氢氧化钠溶液为催化剂，乙醛部分发生缩合反应生成丁醇醛，反应后的物料进入精馏塔分离除去未反应的乙醛后，加氢反应生成1,3-丁二醇粗品，精制分离后得到1,3-丁二醇产品。更主要的是优选采用乙醛水溶液，催化剂为氢氧化钠溶液，乙醛溶液与氢氧化钠溶液在微通道反应器内混合反应，稳定优化的保持反应温度在0～20℃，反应压力为常压，在微反应器中完成缩合反应后直接在微反应器的后段注入醋酸溶液(酸性物质)，将乙醛缩合产物中和至中性。然后在负压条件下精馏分离出未反应的乙醛，返回配制成乙醛溶液后进入微反应器循环使用。分离出未反应乙醛的3-羟基丁醛溶液再输送至加氢反应釜中加氢生成1,3-丁二醇产品，缩合副产物巴豆醛加氢生成正丁醇。

[0116] 本发明更创造性的从反应过程的流体力学角度入手，摒弃了以往反应釜中搅拌混流状态反应的特点，改为有序层流，更有利于该反应的进行和选择性的提高，特别采用了微通道反应器作为反应场所，利用微通道反应器低通道直径的特点，使原料在通道内呈层流状态，降低了返混现象，有效避免了原料和产物接触产生副产物的机会，降低了串联反应的发生，再优选结合微通道混合器混合，从而有效提升了产物中1,3-丁二醇的选择性。本发明采用微通道反应器进行缩合反应，反应热及时移出体系，反应温度易于控制，减少缩合反应副反应的发生，减少了乙醛高缩产物的产生因此减少了有毒的副产物，有利于提高1,3-丁二醇产品的质量；采用间歇釜式加氢反应流程，工艺简单，易于控制加氢反应的进度；采用的脱盐方式为薄膜蒸发脱盐，脱盐彻底，可以保证物料中盐分无残留；采用管道混合器对反应原料、催化剂和循环物料进行混合后再进入反应器，保证了物料在反应器中混合均匀，采用管道混合器节省空间，节省了操作的劳动强度。

[0117] 本发明提供的1,3-丁二醇的生产工艺，大大提高乙醛缩合反应过程中3-羟基丁醛的选择性和乙醛的单程转化率，提高了最终产品1,3-丁二醇的选择性和收率指标；同时还降低了1,3-丁二醇的生产成本，工艺简单，条件温和，易于控制，更加适合工业化大生产，提供了一条可以工业化应用的生产1,3-丁二醇的工艺路线。

[0118] 实验结果表明，采用本发明提供的生产工艺可将1,3-丁二醇的选择性由60％～70％提升至85％以上，收率由85％提升至90％，纯度99.5％以上，有效提升了目标产物的选择性和收率，时效成本和能耗。

[0119] 为了进一步说明本发明，以下结合实施例对本发明提供的1,3-丁二醇的生产工艺和生产系统进行详细描述，但是应当理解，这些实施例是在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，只是为进一步说明本发明的特征和优点，而不是对本发明权利要求的限制，本发明的保护范围也不限于下述的实施例。

[0120] 实施例1

[0121] 参见图2，图2为本发明实施例1提供的1,3-丁二醇生产系统的工艺流程简图。其中，a为乙醛溶液，b为催化剂，c为酸性物质，d为氢气；1、管道反应器；2、管道中和反应器，3、加氢反应釜，4、脱乙醛塔，5、过滤分离装置，6、脱轻组分精馏塔，7、薄膜蒸发器，8、产品填料精馏塔。

[0122] 反应单元：管道反应器规格为固定管板列管式反应器，壳体直径为159mm，内部反应管Φ19×2mm，长度为10000mm。原料乙醛和液碱在管道混合器混合后，在反应管中反应，壳程通入15℃的低温水溶液保持反应温度不高于20℃。乙醛为80％的乙醛溶液，液碱的浓度为0.4％的氢氧化钠溶液，乙醛溶液的流速为15kg/h，碱液的流速为0.8kg/h，反应器出口物料先检测PH值，然后滴入36％的醋酸溶液，调节反应产物的PH值至7左右。

[0123] 乙醛分离单元：上述乙醛缩合后的物料中含有乙醛、3-羟基丁醛、丁烯醛、水等物料，先经过脱乙醛塔分离脱除乙醛后，再进行后续加氢反应生产1,3-丁二醇。其中，采用填料精馏塔分离脱除乙醛，该塔操作压力为20KPa，塔顶温度为-3.2℃，塔釜温度为75℃，该塔采用三段不锈钢丝网填料，脱轻塔侧线进料。

[0124] 精馏分离出未反应的乙醛，冷凝后返回乙醛溶液配制罐中循环回微反应器中循环使用。

[0125] 加氢单元：脱乙醛后的物料加入到釜式间歇加氢反应器中，加氢反应釜容积为4L，采用雷尼镍催化剂加氢，催化剂添加量为10％，物料装填量为1.5L，通入氮气置换反应釜中的空气，置换完成后再通入氢气置换氮气，然后开始加热升温，保持加氢反应温度在40℃左右时开始通入氢气，保持反应釜的压力在3.5MPa的条件下，加氢反应2小时后，取样分析反应物料中无丁烯醛、三羟基丁醛、乙醛等含有羰基的物料后停止加氢反应。

[0126] 1,3-丁二醇脱轻组分塔：加氢后的物料经过过滤分离出加氢催化剂后，再经过精馏脱轻分离后得到的粗品1,3-丁二醇。其中，脱轻分离的压力为30KPa。塔顶温度为46℃。塔釜温度为137℃。该塔采用不锈钢丝网填料，侧线进料。

[0127] 参见表1，表1为本发明实施例1制备过程中脱轻组分塔脱轻后粗品1,3-丁二醇出口连续取样的数据。

[0128] 表1

[0129]

[0130] 1,3-丁二醇产品精制：

[0131] 1,3-丁二醇产品：脱除轻组分物料进入薄膜蒸发器蒸发除去醋酸钠盐类后，蒸汽直接进入1,3-丁二醇产品精馏塔(第二精馏塔)，塔顶进一步脱除轻组分杂质，塔釜脱除重组分杂质，侧线采出1,3-丁二醇产品。

[0132] 其中，产品填料精馏塔为4段填料，每段高度4米，压力为2KPa。塔顶温度为118℃。塔釜温度为132℃。该塔采用不锈钢丝网填料，侧线进料，侧线出产品。

[0133] 对本发明实施例1制备的1，3-丁二醇产品进行检测，经过精制处理后1，3-丁二醇的纯度大于等于99.5％，总收率为90％～95％，色度小于5。

[0134] 实施例2

[0135] 反应单元：按照图2所示的工艺方法，管道反应器采用套管式结构，内管为Φ19×2，长度为18000mm的套管，夹套内通入低温水控制反应温度在20度以下。原料乙醛和液碱在管道混合器混合后，在管道反应器中反应，反应原料乙醛的浓度为40％，碱液氢氧化钠的浓度为0.1％，乙醛溶液的流速为1kg/h，碱液的流速为0.05kg/h。反应器出口物料先检测PH值，然后滴入36％的醋酸溶液，调节反应产物的PH值至7.0左右。

[0136] 乙醛分离单元：上述乙醛缩合后的物料中含有乙醛、3-羟基丁醛、丁烯醛、水等物料，先经过脱乙醛塔分离脱除乙醛后，再进行后续加氢反应生产1,3-丁二醇。其中，采用填料精馏塔分离脱除乙醛，该塔操作压力为30KPa，塔顶温度为2.2℃，塔釜温度为83℃，该塔采用三段不锈钢丝网填料，脱轻塔侧线进料。

[0137] 加氢单元：脱乙醛后的物料加入到釜式间歇加氢反应器中，加氢反应釜容积为4L，采用雷尼镍催化剂加氢，催化剂添加量为10％，物料装填量为1.5L，通入氮气置换反应釜中的空气，置换完成后再通入氢气置换氮气，然后开始加热升温，保持加氢反应温度在40℃左右时开始通入氢气，保持反应釜的压力在3.8MPa的条件下，加氢反应2小时后，取样分析反应物料中无丁烯醛、三羟基丁醛、乙醛等含有羰基的物料后停止加氢反应。

[0138] 1,3-丁二醇脱轻组分塔：加氢后的物料经过过滤分离出加氢催化剂后，再经过精馏脱轻分离后得到的粗品1,3-丁二醇。其中，脱轻分离的压力为35KPa。塔顶温度为51℃。塔釜温度为145℃。该塔采用不锈钢丝网填料，侧线进料。

[0139] 参见表2，表2为本发明实施例2制备过程中脱轻组分塔脱轻后粗品1,3-丁二醇出口连续取样的数据。

[0140] 参见表2，表2为本发明实施例2制备过程中连续取样的数据

[0141] 表2

[0142]

[0143] 1,3-丁二醇产品精制：

[0144] 1,3-丁二醇产品：脱除轻组分物料进入薄膜蒸发器蒸发除去醋酸钠盐类后，蒸汽直接进入1,3-丁二醇产品精馏塔(第二精馏塔)，塔顶进一步脱除轻组分杂质，塔釜脱除重组分杂质，侧线采出1,3-丁二醇产品。

[0145] 其中，产品填料精馏塔为4段填料，每段高度4米，塔顶压力为1KPa。塔顶温度为105℃。塔釜温度为128℃。该塔采用不锈钢丝网填料，侧线进料，侧线出产品。

[0146] 对本发明实施例2制备的1，3-丁二醇产品进行检测，经过精制处理后1，3-丁二醇的纯度大于等于99.5％，总收率为90％～95％，色度小于5。

[0147] 以上对本发明提供的一种高选择性制备1,3-丁二醇的生产方法和生产系统进行了详细的介绍，本文中应用了具体个例对本发明的原理及实施方式进行了阐述，以上实施例的说明只是用于帮助理解本发明的方法及其核心思想，包括最佳方式，并且也使得本领域的任何技术人员都能够实践本发明，包括制造和使用任何装置或系统，和实施任何结合的方法。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以对本发明进行若干改进和修饰，这些改进和修饰也落入本发明权利要求的保护范围内。本发明专利保护的范围通过权利要求来限定，并可包括本领域技术人员能够想到的其他实施例。如果这些其他实施例具有不是不同于权利要求文字表述的结构要素，或者如果它们包括与权利要求的文字表述无实质差异的等同结构要素，那么这些其他实施例也应包含在权利要求的范围内。

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一种1,3-丁二醇的生产工艺和生产系统

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