阅读说明：本技术 一种醋酸甲酯加氢制乙醇的产物分离系统及分离方法 (Product separation system and separation method for preparing ethanol by methyl acetate hydrogenation ) 是由 张佳楠 赵娜 丁干红 吕建宁 王宏涛 尹佳子 田靖 张磊 黄守莹 马新宾 于 2019-01-10 设计创作，主要内容包括：本发明涉及一种醋酸甲酯加氢制乙醇的产物分离系统及分离方法。本发明采用包括第一精馏塔,第二精馏塔,第三精馏塔和第四精馏塔的分离工艺,含有酯、甲醇、乙醇的原料进入第一精馏塔非清晰切割,分出部分甲醇并脱除轻杂质,塔顶液相进入第二精馏塔分离出高纯甲醇,第一精馏塔塔釜液相依次进入第三、第四精馏塔,分别得到甲醇、乙醇产品和重组分杂质。本发明利用第一精馏塔进行非清晰分割,将轻组分酯类等物质杂质与重关键组分乙醇分离,在保证乙醇产品纯度的同时,增加乙醇的收率,还减少羧酸酯的损失,降低物耗。(The invention relates to a product separation system and a product separation method for preparing ethanol by methyl acetate hydrogenation. The invention adopts a separation process comprising a first rectifying tower, a second rectifying tower, a third rectifying tower and a fourth rectifying tower, raw materials containing ester, methanol and ethanol enter the first rectifying tower for non-clear cutting, part of methanol is separated out and light impurities are removed, a tower top liquid phase enters the second rectifying tower for separating high-purity methanol, and a first rectifying tower kettle liquid phase sequentially enters the third rectifying tower and the fourth rectifying tower to respectively obtain methanol, ethanol products and heavy component impurities. According to the invention, the first rectifying tower is used for carrying out non-clear segmentation, and substance impurities such as light component esters and the like are separated from the heavy key component ethanol, so that the purity of the ethanol product is ensured, the yield of the ethanol is increased, the loss of carboxylic ester is reduced, and the material consumption is reduced.)

一种醋酸甲酯加氢制乙醇的产物分离系统及分离方法

技术领域

本发明涉及一种合成气间接制乙醇的产物分离系统及分离方法，具体为醋酸甲酯加氢制乙醇的产物分离系统及分离方法。

背景技术

乙醇(CH₃CH₂OH)是一种重要的基本化工原料，被广泛地应用于食品、化工、军工、医药等诸多领域。乙醇也是世界公认的环保清洁燃料和油品质量改良剂，可以作为车用燃料调入汽油，是一种新型的清洁燃料。燃料乙醇是可再生能源开发利用的重要方向，其使用比例在逐步增加，美国和巴西使用乙醇汽油的历史已超过30年，欧洲和东南亚也在积极推广使用乙醇汽油。

乙醇汽油的缺口巨大，依照2017年国家推出的《关于扩大生物燃料乙醇生产和推广使用车用乙醇汽油的实施方案》，到2020年，车用乙醇汽油要在全国范围内推广使用。现阶段的燃料乙醇主要由陈化粮发酵得到，但是现有的生产能力根本不能达到国内的需求目的。如果只是强调粮食制乙醇，则乙醇的产量存在制约；但如果从煤炭等化石资源制备乙醇，那么就能很好地弥补国内燃料乙醇产量上的缺口。

专利CN103012062B和CN203033918U公开了合成气间接生产乙醇的工艺，以工业级合成气一氧化碳和氢气为原料，经甲醇合成、脱水制备二甲醚，再将二甲醚羰化得到醋酸甲酯，醋酸甲酯加氢并将产物纯化后得到乙醇产品。CN107376987A、CN104667925A等专利分别公开了用于甲醇/二甲醚羰基化反应和醋酸酯加氢的催化剂。专利CN105749913A、CN102974382B、CN103240095A、CN102327774B和CN101934228A等公开了用于醋酸甲酯加氢制乙醇的催化剂。根据专利所述，醋酸酯加氢的转化率在80％～99％之间，乙醇选择性介于90％～99.9％之间。加氢制乙醇的产物中，除了甲醇乙醇外，还有轻组分如醚、氢气、醋酸酯等物质，以及丙醇、丁醇等重组分。

专利CN105367384B、CN105367386B、CN105439821B、CN105439819B等公开了醋酸酯加氢制乙醇并联产甲醇的分离方法，通过萃取精馏的方法，利用水作为萃取剂，打破醇与醋酸酯的共沸，获得高纯的甲醇和乙醇产品。但是，引入水作为萃取剂，将增加装置废水量，且微量水随着甲醇带入羰化系统，可能会导致羰化过程产生醋酸，增加设备的腐蚀。专利CN105037094B公开了一种醋酸酯加氢制乙醇产物分离过程的能量耦合精馏方法。加氢粗产物通过脱轻塔、甲醇塔和乙醇塔可以得到纯度高的甲醇和乙醇。同时，将甲醇塔顶蒸汽作为脱轻塔和乙醇塔塔釜热源，降低了装置的能耗。但是，该方法仍存在着一些缺点：进入甲醇塔的甲醇量大，带走的乙醇量也会较多，将导致能耗高且乙醇收率较低的问题；脱轻塔带走的羧酸酯类化合物较多，将使流程物耗降低。总的来说，现有的醋酸酯加氢产物的分离过程，存在着能耗物耗偏高，乙醇产品收率较低的问题。

发明内容

鉴于以上所述现有技术的缺点，本发明的目的在于提供一种醋酸甲酯加氢制乙醇的产物分离系统及分离方法，所述分离系统在三塔精馏的基础上，通过增加一个精馏塔，起到非清晰分割甲醇的作用，减少进甲醇塔物流中甲醇的量，降低甲醇塔的负荷，也减少乙醇产品在甲醇塔顶部的损失；同时，含轻组分的气相在两个塔塔顶先后排出，有助于减少醋酸酯类化合物的损失，降低流程的物耗。优选地，利用变压精馏(第三精馏塔)实现热量耦合降低能耗，即利用第三精馏塔塔顶蒸汽作为热源，给第一精馏塔、第二精馏塔和第四精馏塔中一个或多个塔釜加热，节省过程能耗。与没有热耦合的分离流程相比，本流程的蒸汽耗量降低41％以上，综合能耗减少40％以上。

本发明是通过以下技术方案实现的：

本发明第一方面提供一种醋酸甲酯加氢制乙醇的产物分离系统，所述分离系统包括第一精馏塔、第二精馏塔、第三精馏塔和第四精馏塔，所述第一精馏塔设有第一塔顶气相出口、第一塔顶液相出口和第一塔釜液相出口，所述第二精馏塔设有第二塔顶气相出口、第二塔顶液相出口和第二塔釜液相出口，所述第三精馏塔设有第三塔顶液相出口和第三塔釜液相出口，所述第四精馏塔设有第四塔顶液相出口和第四塔釜液相出口，醋酸甲酯加氢制乙醇的产物通入所述第一精馏塔，第一塔顶液相出口与所述第二精馏塔连通，第一塔釜液相出口与所述第三精馏塔连通，第三塔釜液相出口与所述第四精馏塔连通。

优选地，所述第一精馏塔、第二精馏塔和第四精馏塔分别包括第一再沸器、第二再沸器和第四再沸器，所述第三精馏塔还设有塔顶气相管路，所述塔顶气相管路与所述第一再沸器、所述第二再沸器和所述第四再沸器中的至少一个连通。

第二塔顶液相出口可与醋酸甲酯加氢单元连通。第二塔釜液相出口可与合成气间接制乙醇系统中甲醇脱水单元连通，和/或,第三塔顶液相出口可与合成气间接制乙醇系统中甲醇脱水单元连通。

本发明第二方面提供一种醋酸甲酯加氢制乙醇的产物分离方法，采用上述任一项所述的分离系统分离所述醋酸甲酯加氢后产物。

优选地，包括以下步骤：

1)将合成气间接制乙醇中醋酸甲酯加氢后产物经第一精馏塔分离，塔顶采出含有不凝气、甲醇和酯的气相物流和含有甲醇和酯的液相物流，塔釜得到含甲醇、乙醇和重组分的物流；

2)将步骤1)得到的含甲醇和酯的液相物流经第二精馏塔分离，塔顶采出含有部分甲醇和酯的气相物流和含酯的甲醇物流，塔釜得到第一甲醇产品物流；

3)将步骤1)得到的含甲醇、乙醇和重组分的物流经第三精馏塔分离，塔顶采出第二甲醇产品物流，塔釜得到乙醇和重组分的物流；

4)将步骤3)得到的乙醇和重组分的物流经第四精馏塔分离，塔顶采出乙醇产品物流，塔釜得到含重醇的组分物流。

优选地，第三精馏塔的塔顶气相物流给第一精馏塔、第二精馏塔和第四精馏塔中的至少一个塔釜提供热量。

优选地，所述第一精馏塔还包括如下技术特征中的至少一项：

1)理论塔板数为40-80，如40-60或60-80；

2)塔顶压力为30-400kPa，如30-140kPa、140-150kPa或150-400kPa；

3)塔釜温度为50-110℃，如50-55℃、55-85℃、85-87℃或87-110℃。

优选地，所述第二精馏塔还包括如下技术特征中的至少一项：

1)理论塔板数为20-80，如20-30、30-50或50-80；

2)塔顶压力为30-400kPa，如30-80kPa、80-170kPa或170-400kPa；

3)塔釜温度为35-110℃，如35-40℃、40-65℃、65-80℃、80-105℃或105-110℃。

优选地，所述第三精馏塔还包括如下技术特征中的至少一项：

1)理论塔板数为60-120，如60-70、70-80、80-100或100-120；

2)塔顶压力为200-800kPa，如200-400kPa、400-520kPa、520-600kPa或600-800kPa；

3)塔顶温度为80-140℃，如80-82.9℃、82.9-104℃、104-113℃、113-117.8℃或117.8-140℃。

优选地，所述第四精馏塔还包括如下技术特征中的至少一项：

1)理论塔板数为20-80，如20-30、30-40或40-80；

2)塔顶压力为30-400kPa，如30-80kPa、80-90kPa或90-400kPa；

3)塔釜温度为50-140℃，如50-55℃、55-85℃、85-88℃、88-132℃或132-140℃。

优选地，还包括如下技术特征中的至少一项：

1)步骤2)得到的第一甲醇产品物流和步骤3)得到的第二甲醇产品物流混合后的甲醇纯度≥99.5％；

2)步骤4)得到的乙醇产品物流中乙醇纯度≥99.7％；

3)甲醇产品的回收率≥94％；

4)乙醇产品的回收率≥98.5％。

本发明中，所述压力均为绝压，含量均指质量百分含量。

本发明含乙醇粗产物是指醋酸甲酯在铜系催化剂下加氢制乙醇得到的粗醇产品，各组分分布如下：

物质	轻组分	醋酸酯	甲醇	乙醇	重组分
						质量分数/％	0.05～2	0.1～10	30～70	30～70	0.05～1

如：轻组分质量分数为0.05～1％或1～2％。

醋酸酯质量分数为0.1～2.5、2.5～4.9、4.9～8或8～10。

甲醇质量分数为30～40、40～45、45～65或65～70。

乙醇质量分数为30～45、45～55或55～70。

重组分质量分数为0.05～0.5或0.5～1。

本发明至少具有以下有益效果之一：

(1)与传统顺序分离工艺相比，先采用非清晰分割法，将轻组分酯类等物质杂质与重关键组分乙醇分离，在保证乙醇产品纯度的同时，增加了乙醇的收率，还减少了羧酸酯的损失，降低了物耗；

(2)利用第三精馏塔顶气作为热源，给第一精馏塔、第二精馏塔和第四精馏塔中一个或多个塔釜供热，热量的高效利用大大降低了产物分离过程的能耗。经热耦合后，分离流程的蒸汽耗量至少降低了41％，综合能耗至少降低40％。

(3)利用第二精馏塔和第三精馏塔采出的甲醇物流，返回至甲醇脱水工段，降低了总流程中甲醇的物耗；

(4)采用本发明提供的技术方法，在不引入其他物质的同时有效降低了分离能耗，还提高了乙醇和甲醇产品的回收率，有利于降低单位产品的生产成本。

附图说明

图1为本发明的分离系统图。

图2为现有的三塔分离工艺流程图。

附图标记：

T1为第一精馏塔，T2为第二精馏塔，T3为第三精馏塔，T4为第四精馏塔；S1为醋酸甲酯加氢得到的产物即含乙醇粗产物，S2为第一精馏塔塔顶含有不凝气、甲醇和酯的气相物流，S3为第一精馏塔塔顶含有甲醇和酯的液相物流，S4为第一精馏塔塔釜含甲醇、乙醇和重组分的物流，S5为第二精馏塔塔顶含有部分甲醇和酯的气相物流，S6为第二精馏塔塔顶含酯的甲醇物流，S7为第二精馏塔塔釜第一甲醇产品物流，S8为第三精馏塔塔顶第二甲醇产品物流，S9为第三精馏塔塔釜含乙醇和重组分的物流，S10为第四精馏塔塔顶乙醇产品物流，S11为第四精馏塔塔釜含重醇的组分物流，T11为脱轻塔，T12为甲醇塔，T13为乙醇塔，S12为脱轻塔塔顶汽相，S13为脱轻塔塔顶液相，S14为脱轻塔塔釜液相，S15为甲醇塔塔顶液相，S16为甲醇塔塔釜液相，S17为乙醇塔塔顶液相，S18为乙醇塔塔釜液相。

具体实施方式

以下通过特定的具体实例说明本发明的技术方案。应理解，本发明提到的一个或多个方法步骤并不排斥在所述组合步骤前后还存在其他方法步骤或在这些明确提到的步骤之间还可以插入其他方法步骤；还应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。而且，除非另有说明，各方法步骤的编号仅为鉴别各方法步骤的便利工具，而非为限制各方法步骤的排列次序或限定本发明可实施的范围，其相对关系的改变或调整，在无实质变更技术内容的情况下，当亦视为本发明可实施的范畴。

以下实施例中，甲醇回收率和乙醇回收率的计算公式如下：

【实施例1】

下面结合图1对实施例1进行描述。

采用如图1所示的一种醋酸甲酯加氢制乙醇的产物分离系统。所述分离系统包括第一精馏塔T1、第二精馏塔T2、第三精馏塔T3和第四精馏塔T4，所述第一精馏塔T1设有第一塔顶气相出口、第一塔顶液相出口和第一塔釜液相出口，所述第二精馏塔T2设有第二塔顶气相出口、第二塔顶液相出口和第二塔釜液相出口，所述第三精馏塔T3设有第三塔顶液相出口和第三塔釜液相出口，所述第四精馏塔T4设有第四塔顶液相出口和第四塔釜液相出口，醋酸甲酯加氢制乙醇的产物通入所述第一精馏塔T1，第一塔顶液相出口与所述第二精馏塔T2连通，第一塔釜液相出口与所述第三精馏塔T3连通，第三塔釜液相出口与所述第四精馏塔T4连通。

所述第一精馏塔T1、第二精馏塔T2和第四精馏塔T4分别包括第一再沸器、第二再沸器和第四再沸器，所述第三精馏塔T3还设有塔顶气相管路，所述塔顶气相管路与第一再沸器、第二再沸器和第四再沸器连通。

本实施例采用上述分离系统进行分离，包括如下步骤：

将醋酸甲酯加氢得到的含乙醇粗产物S1由第一精馏塔T1加入，产物流量为24195kg/h，质量组成为：含醚轻组分2％，醋酸酯2.5％，甲醇40％，乙醇55％，重醇0.5％。分离后得到塔顶含有不凝气、甲醇和酯的气相物流S2和含有甲醇和酯的液相物流S3，塔釜含甲醇、乙醇和重组分的物流S4。第一精馏塔理论板数为60，塔顶压力为140kPa，塔釜温度85℃。

第一精馏塔塔顶含有甲醇和酯的液相物流S3进入第二精馏塔，分离后塔顶得到含有部分甲醇和酯的气相物流S5，以及含酯的甲醇物流S6，塔釜得到第一甲醇产品物流S7。第二精馏塔理论板数为30，塔顶压力为170kPa，塔釜温度80℃。流股S6循环回加氢反应将酯进一步加氢，随第一精馏塔和第二精馏塔顶部气相流失的羧酸酯共47kg/h。

第一精馏塔塔釜含甲醇、乙醇和重组分的物流S4进入第三精馏塔，分离后得到塔顶第二甲醇产品物流S8，塔釜含乙醇和重组分的物流S9。第三精馏塔理论板数为80，塔顶压力为520kPa，塔顶温度为113℃，全凝后温度为111.5℃。流股S7与流股S8混合后返回甲醇脱水单元。

第三精馏塔塔釜含乙醇和重组分的物流S9进入第四精馏塔，分离后塔顶得到乙醇产品S10，塔釜含重醇的产品S11。第四蒸馏塔理论板数为30，塔顶压力为90kPa，塔釜温度为88℃。

为了充分利用分离系统内的热量，第一精馏塔釜再沸器的热负荷由第三精馏塔顶气提供(热流H1)；第二精馏塔釜再沸器的热负荷由第三精馏塔顶气提供(热流H3)；第四精馏塔釜再沸器的热负荷部分由第三精馏塔顶气提供(热流H2)，剩余的由公用工程蒸汽提供。

通过本发明的分离方法，乙醇产品质量分数为99.7％，甲醇产品的质量分数为99.5％，甲醇和乙醇的回收率分别为94.4％和99.1％。从下表中可以看出，经过热耦合，循环水消耗降低了48.5％，蒸汽用量降低了47.5％。分离流程的综合能耗为150.3kg标油/t乙醇，降低了47.3％。

表1实施例1热耦合前后对比

【实施例2】

本实施例同实施例1，与实施例1的不同之处如下：

第一精馏塔理论板数为60，塔顶压力为150kPa，塔釜温度87℃。

第二精馏塔理论板数为50，塔顶压力为80kPa，塔釜温度65℃。随第一精馏塔和第二精馏塔顶部气相流失的羧酸酯共39kg/h。

第三精馏塔理论板数为70，塔顶压力为400kPa，塔顶温度为104℃，全凝后温度为102.4℃。

第四精馏塔理论板数为40，塔顶压力为80kPa，塔釜温度为85℃。

为了充分利用分离系统内的热量，第一精馏塔釜再沸器的热负荷由第三精馏塔顶气提供(热流H1)；第二精馏塔釜再沸器的热负荷部分由第三精馏塔顶气提供(热流H3)，剩余的由公用工程蒸汽提供；第四精馏塔釜再沸器的热负荷由第三精馏塔顶气提供(热流H2)。

通过本发明的分离方法，乙醇产品质量分数为99.7％，甲醇产品的质量分数为99.6％，甲醇和乙醇的回收率分别为94.4％和99.1％。从下表中可以看出，经过热耦合，循环水消耗降低了46.1％，蒸汽用量降低了46.2％。分离流程的综合能耗为150.9kg标油/t乙醇，降低了46.0％。

表2实施例2热耦合前后对比

【实施例3】

本实施例同实施例1，与实施例1的不同之处如下：醋酸甲酯加氢得到的含乙醇粗产物S1组成为：含醚轻组分1％，醋酸酯8％，甲醇45％，乙醇45％，重醇1％。第一精馏塔理论板数为80，塔顶压力为400kPa，塔釜温度85℃。

第二精馏塔理论板数为20，塔顶压力为400kPa，塔釜温度105℃。随第一精馏塔和第二精馏塔顶部气相流失的羧酸酯共37kg/h。

第三精馏塔理论板数为100，塔顶压力为600kPa，塔顶温度为117.8℃，全凝后温度为116.6℃。

第四精馏塔理论板数为20，塔顶压力为400kPa，塔釜温度为132℃。

为了充分利用分离系统内的热量，第一精馏塔釜再沸器的热负荷由第三精馏塔顶气提供(热流H1)；第二精馏塔釜再沸器的热负荷部分由第三精馏塔顶气提供(热流H3)，剩余的由公用工程蒸汽提供；第四精馏塔釜再沸器的热负荷由公用工程蒸汽提供。

通过本发明的分离方法，乙醇产品质量分数为99.7％，甲醇产品的质量分数为99.5％，甲醇和乙醇的回收率分别为94.0％和99.1％。从下表中可以看出，经过热耦合，循环水消耗降低了41.4％，蒸汽用量降低了41.1％。分离流程的综合能耗为160.6kg标油/t乙醇，降低了41.0％。

表3实施例3热耦合前后对比

【实施例4】

本实施例同实施例1，与实施例1的不同之处如下：醋酸甲酯加氢得到的含乙醇粗产物S1组成为：含醚轻组分0.05％，醋酸酯4.9％，甲醇65％，乙醇30％，重醇0.05％。第一精馏塔理论板数为60，塔顶压力为30kPa，塔釜温度55℃。

第二精馏塔理论板数为80，塔顶压力为30kPa，塔釜温度40℃。随第一精馏塔和第二精馏塔顶部气相流失的羧酸酯共77kg/h。

第三精馏塔理论板数为60，塔顶压力为200kPa，塔顶温度为82.9℃，全凝后温度为79.9℃。

第四精馏塔理论板数为80，塔顶压力为30kPa，塔釜温度为55℃。

为了充分利用分离系统内的热量，第一精馏塔釜再沸器的热负荷由第三精馏塔顶气提供(热流H1)；第二精馏塔釜再沸器的热负荷由第三精馏塔顶气提供(热流H3)；第四精馏塔釜再沸器的热负荷由第三精馏塔顶气提供(热流H2)。

通过本发明的分离方法，乙醇产品质量分数为99.9％，甲醇产品的质量分数为99.6％，甲醇和乙醇的回收率分别为95.7％和98.5％。从下表中可以看出，经过热耦合，循环水消耗降低了51.2％，蒸汽用量降低了41.0％。分离流程的综合能耗为132.4kg标油/t乙醇，降低了40.3％。

表4实施例4热耦合前后对比

以上所述仅为本发明的部分较佳实例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

【对比例1】

在实施例1的基础上，改变第三精馏塔的塔顶压力为150kPa，塔顶温度为75℃，塔釜温度为95℃，其他条件均不作改变。

通过该方法，乙醇产品质量分数为99.7％，甲醇产品的质量分数为99.6％，甲醇和乙醇的回收率分别为94.1％和99.1％。

由于第三精馏塔为微正压操作，无法对流程进行热耦合，分离流程的循环水消耗为2327t/h，蒸汽消耗为46.23t/h，综合能耗为255.7kg标油/产品，至少是实施例1中消耗量的1.7倍。

表5实施例1与对比例1对比

【对比例2】

专利CN105037094B公开了一种醋酸酯加氢制产物的分离过程，采用了三塔精馏并加以能量耦合的方法。下面结合图2，将该分离工艺作为对比例进行描述。

将加氢得到的含乙醇粗产物S1由脱轻塔T11加入，产物流量与组成与实施例1中完全一致。分离后得到塔顶汽相S12，塔顶液相S13，塔釜液相S14。脱轻塔理论板数为60，塔顶压力为170kPa，塔釜温度89℃。随脱轻塔顶部气相流失的羧酸酯共61kg/h。

脱轻塔塔釜液相S14进入甲醇塔T12，分离后得到塔顶液相S15，塔釜液相S16。甲醇塔的理论板数为80，塔顶压力为520kPa，塔顶温度为113℃。甲醇塔塔顶液相S15作为甲醇产品出界区。

甲醇塔塔釜液相S16进入乙醇塔T13，分离后得到塔顶液相乙醇产品S17，塔釜液相S18。乙醇塔理论板数为30，塔顶压力为90kPa，塔釜温度为88℃。

为了充分利用分离系统内的热量，脱轻塔塔釜再沸器的热负荷由甲醇塔塔顶气提供(热流H11)；乙醇塔塔釜再沸器的热负荷由甲醇塔塔顶气提供(热流H12)。

通过专利CN105037094B的分离方法，乙醇产品质量分数为99.7％，甲醇产品的质量分数为99.5％，甲醇和乙醇的回收率分别为94.0％和99.0％。分离流程的综合能耗为160.4kg标油/t乙醇。

将该对比例与实施例1相比，在相同或近似的操作条件下，得到相同纯度的产品时，本专利的方法所需公用工程量更少，能耗更低：能节约循环水84t/h，节约蒸汽1.7t/h，综合能耗低10.1kg标油/t乙醇，减少了6.30％。估算得实施例1的操作成本较对比例2节省184万/年。

从物耗的角度看，经本专利方法得到的甲醇和乙醇产品收率更高；同时，本专利所述方法中，采出的气相较少，损失的羧酸酯类更少，这部分羧酸酯循环回反应器，还能额外提升甲醇、乙醇的产量。以10万吨/年的规模保守估计，采用本专利的方法，每年还能多回收利用96吨乙醇和270吨甲醇，能带来约130万的产品收益。相比于专利CN105037094B，本专利虽然需要多加一套直径1m的塔器及相应设备，但是结合操作成本与产品收益，每年会多出314万元的收益，因此增的加塔设备的投资回收期不超过1年，经济效益显著。