CN101130530A - 利用农林废弃物生产糠醛的系统及方法 - Google Patents

Abstract

利用农林废弃物生产糠醛的系统及方法，通过两步法生产糠醛，包括水解系统和脱水蒸馏系统，其中水解系统包括相互首尾连接的N级水解反应釜，将农林废弃物连续水解生成戊糖溶液；脱水蒸馏系统包括脱水蒸馏单元和脱水回收单元，脱水蒸馏单元将所述戊糖溶液进行脱水蒸馏得到糠醛蒸汽，脱水回收单元包括至少一级脱水反应器，用于将脱水蒸馏后的溶液进一步进行脱水反应生成糠醛蒸汽，并送回至脱水反应蒸馏塔继续蒸馏；其中脱水回收单元产生的废水送回水解系统实现了废水的零排放。本发明糠醛产率高，能耗低，无废水排放，反应条件温和，水解后的废渣中的纤维素和木质素基本未破坏，可作为生产乙醇的原料。

Description

利用农林废弃物生产糠醛的系统及方法

技术领域

本发明属于糠醛生产制备领域，尤其涉及一种利用农林废弃物生产糠醛的系统及方法。

背景技术

糠醛，又名呋喃甲醛，它有呋喃环上的两个双键和一个醛基，这种独特的化学结构，可以使其发生氧化、氢化、氯化、硝化及缩合等反应，生成很多化工产品，所以被广泛地应用于农药、医药、石化、食品添加剂、铸造等多个生产领域。

糠醛是以富含戊聚糖的植物纤维，如玉米芯，甘蔗渣，稻草，玉米秸，棉子壳，稻壳等为原料生产的，其原理为植物纤维中戊聚糖首先被水解成戊糖，然后戊糖脱水生成糠醛，即

  戊聚糖               戊糖

戊糖          糠醛

目前世界上糠醛的生产工艺方法主要分为一步法和二步法。一步法是聚戊糖水解和戊糖脱水生成糠醛两步反应在同一个反应器内一次完成；一步法存在的主要缺点是蒸汽消耗量大，糠醛收率低(≤55％)，产生大量的废液废渣等诸多缺点。两步法是原料中的聚戊糖水解成戊糖(木糖)及戊糖脱水生成糠醛的过程是在至少两个不同的反应器内完成的；较之一步法，两步法克服了现有糠醛生产原料转化率低、产生工艺废水难以治理、糠醛渣利用价值低等难题。随着糠醛工业的发展，以及原料综合利用要求的提高，发展两步法糠醛生产工艺，分离原料中的纤维素和半纤维素并分别加以利用，是糠醛工业的必然发展趋势。但是二步法往往工艺流程相对复杂，先期投入大，脱水工艺条件不十分成熟，目前普及起来存在诸多困难。

英国专利GB850367公开了一种植物性物质的处理方法，其工艺流程及装置：将水解釜内壁上的填料篮中装满原料后，通入蒸汽对水解釜进行加热，然后通过喷淋管向原料喷淋酸液，水解产生的含有戊糖、糠醛的混合液经过收集器、蒸发装置进入蒸馏塔，其中部分戊糖溶液从蒸发装置、蒸馏塔底部通过中间体收集器进入反应罐；在蒸馏塔中含有戊糖的水溶液、粗糠醛、废酸液经过分离分别从所述蒸馏塔的不同位置排出，其中所述含有戊糖的水溶液和废酸液经过相应接收器进入收集器中，通过调整浓度和pH值后送入所述反应釜中的喷淋管，通过喷淋管的喷淋参与水解反应，所述粗糠醛与反应罐中产生的粗糠醛合并后进入糠醛精制过程。该专利中公开的处理植物性物质生产糠醛的方法，从形式上看为两步法，即植物性物质的水解和戊糖的脱水在不同的反应器中进行，但实际上在第一步水解时已经产生了较多的糠醛，这就意味着植物性物质水解时的温度和压力高，水解程度深，因此破坏了水解后固体原料中的纤维素和木质素，不利于其下一步的综合利用。除此之外，该专利中公开的技术方案还存在以下缺点：

(1)仅采用一个反应罐进行戊糖的脱水反应，戊糖转化不完全；

(2)糠醛生产过程中的酸液及含有戊糖的水溶液经过调节pH值和浓度后，被送回至水解釜中参与反应，由此充分说明经过水解、脱水等步骤后还有未反应的戊糖，因此戊糖转化不充分；

(3)在该专利文献中公开了催化剂即挥发性有机酸的循环，然而所述有机酸的循环只是在植物性物质水解过程中酸的循环，在戊糖脱水过程中却添加了新的无机酸即硫酸作为脱水反应的催化剂，在该专利文献中对反应后硫酸及废水的处理并没有提及，因此该专利中并非所有酸和废水都得到循环利用。

在现有技术中存在一种连续水解玉米芯或蔗渣生产木糖的设备及工艺流程。所述生产木糖设备主要包括：包括若干台水解罐在内的连续水解罐组，每台水解罐配置一台立管式加热器。所述生产木糖的工艺流程为：将处理过的玉米芯填装进首罐中，将酸液加热到规定温度后从罐上口泵入首罐内，首罐内充满液体后，将首罐底部引出的水解液加热后泵入已装满玉米芯或蔗渣的第二罐，以此类推，将罐组内所有已经装满玉米芯或蔗渣的罐充满水解液，进行水解反应直至水解液浓度达到要求指标，再将尾罐内的水解酸液取出作为最终产品木糖溶液；然后将首罐内的渣排出装入新的玉米芯或蔗渣后成为下一循环的尾罐，上一循环中的尾罐成为下一循环中的倒数第二个罐，就此开始下一个循环。该现有技术只公开了连续水解玉米芯或蔗渣生产木糖的方法，但是并没有公开由玉米芯或蔗渣生产糠醛的工艺方法，不是完整的糠醛生产二步法。

发明内容

为此，本发明所要解决的首要技术问题在于提出一种糠醛产率高的二步法生产糠醛的方法和系统。

其次，本发明所要解决的技术问题在于提出一种催化剂和废水可以循环使用的二步法生产糠醛的方法和系统。

再次，本发明所要解决的技术问题在于提出一种能耗低、反应条件温和的二步法生产糠醛的方法和系统。

为达到上述目的，本发明采用的一个技术方案如下：

一种利用农林废弃物生产糠醛的系统，所述系统包括：

水解系统，包括相互首尾连接的N级水解反应釜，用于对农林废弃物进行连续水解，生成戊糖溶液；以及脱水蒸馏系统，包括脱水蒸馏单元和脱水回收单元，所述脱水蒸馏单元包括至少一个脱水反应蒸馏塔，用于将所述戊糖溶液进行脱水蒸馏得到糠醛蒸汽；所述脱水回收单元包括至少一级脱水反应器，用于将所述脱水反应蒸馏塔塔底排出的溶液进一步进行脱水反应生成糠醛蒸汽，然后将糠醛蒸汽送回至所述脱水反应蒸馏塔；其中，N为大于等于2的整数。

第一级水解反应釜的溶液出口与第二级水解反应釜的溶液入口相连接，第二级水解反应釜的溶液出口与第三级水解反应釜的溶液入口相连接，如此往复，直到第N-1级水解反应釜的溶液出口与第N级水解反应釜的溶液入口相连接，于是组成相互首尾连接的水解系统；其中第一级水解反应釜的溶液入口为催化剂溶液入口，第N级水解反应釜即最后一级水解反应釜的溶液出口与所述脱水蒸馏系统的溶液入口连接，将水解后生成的戊糖溶液送给所述脱水蒸馏系统；每一级水解反应釜还包括一个固体入口用于装入农林废弃物，一个固体出口用于废渣排出；

其中催化剂溶液通入第一级水解反应釜中与其中的农林废弃物进行水解反应，水解反应结束后，将第一级水解反应釜底部引出的溶液通入第二级水解反应釜进行进一步水解反应；然后从第二级水解反应釜底部引出的水解反应后的溶液通入第三级水解反应釜，如此往复，直到最后一级水解反应釜，最后一级水解反应釜底部引出的溶液送入所述脱水蒸馏系统，完成第一水解循环；其中所述溶液为含有催化剂的戊糖溶液；

第一水解循环完毕后，将所述第一级水解反应釜内的废渣排出、装入新的农林废弃物原料后作为下一水解循环的最后一级水解反应釜，而第一水解循环的第二级水解反应釜作为下一水解循环的第一级水解反应釜，依次地，最后一级水解反应釜作为倒数第二级水解反应釜，如此实现农林废弃物的连续水解。

每一级所述脱水反应器的顶部至少设有一个戊糖溶液入口、一个醛汽出口、一个蒸汽入口，底部至少设有一个废液出口，上一级脱水反应器的废液出口和蒸汽入口分别与下一级脱水反应器的戊糖溶液入口和醛汽出口相连接；所述第一级脱水反应器的戊糖溶液入口连接所述脱水反应蒸馏塔塔底，所述最后一级脱水反应器的废液出口连接到所述水解系统的第一级水解反应釜，将所述糠醛制备系统的含有催化剂的废水送回所述水解系统作为水解催化剂使用。

所述脱水回收单元还包括与所述最后一级脱水反应器连接的加热装置，所述加热装置只对最后一级所述脱水反应器进行供热，通过逐级上行的所述糠醛蒸汽将热量逐级送至每一级所述脱水反应器，并最终送给所述脱水反应蒸馏塔。

所述脱水反应蒸馏塔与所述第一级脱水反应器之间设置有位差，所述每相邻的二级脱水反应器之间设置有位差，所述脱水反应蒸馏塔位置最高，所述最后一级脱水反应器位置最低。

所述脱水反应蒸馏塔的废液出口高于所述第一级脱水反应器的戊糖溶液入口，所述每相邻的二级脱水反应器中上一级的废液出口高于下一级的戊糖溶液入口。

所述脱水蒸馏单元还包括与所述脱水反应蒸馏塔塔顶连接的一个冷凝器和一个低压分相器，所述脱水反应蒸馏塔产生的醛汽输送到所述冷凝器，所述冷凝器冷凝得到的粗醛被输送到所述低压分相器中被分离为醛相及水相，所述水相返回到所述脱水反应蒸馏塔继续蒸馏。

所述低压分相器的压力与所述脱水反应蒸馏塔中压力相同。

所述脱水蒸馏系统后面还连接精馏系统，对所述低压分相器分离出的醛相进一步进行精制生成糠醛；所述精馏系统的废液出口连接到所述第一级水解反应釜的溶液入口，将废液送回所述水解系统作为水解催化剂的稀释剂使用。

每级所述水解反应釜分别设置有用于输送所述溶液的酸液泵，以及用于加热所述溶液的酸液加热器或直接对每级所述水解反应釜加热的加热装置。

在水解系统中设置2-5级相互首尾连接的水解反应釜，在所述脱水回收单元中设置2-5级相互串联的脱水反应器。

所述最后一级脱水反应器中温度为130-200℃，随着所述脱水反应器级数的减小，所述脱水反应器内温度减小，温差为3-15℃，所述第一级脱水反应器内温度比所述脱水反应蒸馏塔内温度高3-15℃。

所述催化剂溶液与农林废弃物绝干原料的重量比为3∶1～10∶1。

所述脱水反应器为带加热夹套及搅拌装置的蒸馏釜；所述加热装置为一个向最后一级脱水反应器提供蒸汽的脱水再沸器。

所述农林废弃物包括以下物质的一种或几种：麦秸、稻秸、玉米芯、甘蔗渣、葵花籽壳、棉柴、棉籽壳、麦秆、稻壳、阔叶材。

一种利用农林废弃物生产糠醛的方法，所述方法包括以下步骤：

a.水解步骤：农林废弃物在相互首尾连接的N级水解反应釜中连续水解得到戊糖溶液；

b.脱水步骤：包括脱水蒸馏步骤和脱水回收步骤，所述脱水蒸馏步骤将所述戊糖溶液在所述脱水反应蒸馏塔中进行脱水蒸馏生成糠醛蒸汽，所述脱水回收步骤将所述脱水蒸馏塔塔底排出的溶液送至至少一级脱水反应器，将其中的戊糖进一步脱水反应生成糠醛蒸汽，然后送回至所述脱水反应蒸馏塔；其中，N为大于等于2的整数。

所述步骤a包括：

将催化剂溶液通入第一级水解反应釜中与所述农林废弃物进行水解反应，水解反应结束后，将第一级水解反应釜底部引出的溶液通入第二级水解反应釜进行进一步水解反应；然后从第二级水解反应釜底部引出的水解反应后的溶液通入第三级水解反应釜，如此往复，直到最后一级水解反应釜，从最后一级水解反应釜底部引出的溶液送入步骤b进行脱水处理，完成第一水解循环；其中所述溶液为含有催化剂的戊糖溶液；

第一水解循环完毕后，将所述第一级水解反应釜内的废渣排出、装入新的农林废弃物原料后作为下一水解循环的最后一级水解反应釜，而第一水解循环的第二级水解反应釜作为下一水解循环的第一级水解反应釜，依次地，最后一级水解反应釜作为倒数第二级水解反应釜，如此水解循环往复实现农林废弃物的连续水解。

水解步骤还包括加热步骤，在所述溶液进入每一级水解反应釜之前直接对所述溶液进行加热、和/或对所述水解反应釜进行加热以保证水解所需要的温度。

所述脱水回收步骤包括：

对完成蒸馏后逐级下行的所述溶液进行至少一级脱水反应，上一级脱水反应器产生的废液送至下一级脱水反应器，而下一级脱水反应器产生的糠醛蒸汽送至上一级脱水反应器，所述第一级脱水反应器产生的糠醛蒸汽送回至所述脱水反应蒸馏塔继续参与脱水蒸馏；同时，所述脱水回收步骤还包括一个加热步骤，只对最后一级所述脱水反应器进行供热，通过逐级上行的所述糠醛蒸汽将热量逐级送至每一级所述脱水反应器，并最终送给所述脱水反应蒸馏塔。

所述步骤b还包括一个废水回收步骤，将所述最后一级脱水反应器的废液作为催化剂送回至所述植物纤维水解成戊糖溶液的水解系统，实现所述糠醛制备系统的废水零排放。

所述脱水蒸馏步骤中还包括将所述糠醛蒸汽冷凝为粗醛，再将所述粗醛低压分相为醛相及水相，所述水相返回到所述脱水反应蒸馏塔继续蒸馏。

所述低压分相的压力与脱水反应蒸馏塔中的压力相同。

所述步骤b后面还包括精馏步骤，对所述醛相进一步进行精制生成糠醛；精馏产生的废液送回到所述第一级水解反应釜作为水解催化剂的稀释剂使用。

所述脱水反应蒸馏塔与所述第一级脱水反应器之间设置有位差，所述每相邻的二级脱水反应器之间设置有位差，使得溶液自动向下流动。

在水解步骤中设置2-5级相互首尾连接的水解反应釜，在所述脱水回收步骤中设置2-5级相互串联的脱水反应器。

所述最后一级脱水反应器被加热至130-200℃，随着所述脱水反应器级数的减小，所述脱水反应器内温度减小，温差为3-15℃，所述第一级脱水反应器内温度比所述脱水反应蒸馏塔内温度高3-15℃。

所述催化剂溶液在第一级水解反应釜、第二级水解反应釜和第三级水解反应釜中停留的时间都为0.5-2小时。

所述催化剂溶液与农林废弃物绝干原料的重量比为3∶1～10∶1。

所述第一级水解反应釜内排出的废渣为制作乙醇的原料。

本发明的利用农林废弃物生产糠醛的方法及系统与现有技术相比具有以下优点：

(1)本发明提出了完善的二步法生产糠醛的方法及系统。实现了水解步骤和脱水步骤的完全分离，从而降低了水解反应和脱水反应的反应条件，并提高了糠醛的产率。

(2)戊糖转化率、糠醛得率高。在本发明的脱水蒸馏系统中，戊糖溶液分别在脱水蒸馏单元和脱水回收单元中进行脱水，能使未反应完全的戊糖溶液充分反应，提高了第一级脱水反应器中糠醛的浓度，从而提高了糠醛的产率；同时，在脱水蒸馏单元中经过低压分相得到的含有糠醛的水相再次送回至脱水蒸馏塔中进行分离，保证了生成的糠醛最大程度的被分离出来，本发明的糠醛产率比传统糠醛生产工艺提高了近20-40％，可高达60-85％。

(3)本发明的脱水蒸馏系统及精制系统中产生的废水被送回到水解系统中作为催化剂或催化剂的稀释液使用，达到了废水的零排放，彻底解决了糠醛生产产生的废水对外排放污染环境的问题。

(4)能耗低，节约能源，降低成本。由于该发明可以仅需一个供热装置就能达到较高的出醛率，如采用该发明技术，可极大程度降低生产成本；如采用该发明中的废热再利用的方法，可以大大节约蒸汽的使用量，不仅降低了生产成本，同时也达到了节能环保的目的。

(5)此外，在本发明的水解装置中，反应条件温和(水解温度为90-135℃，压力小于等于0.3Mpa)，因此水解结束后得到的废渣中纤维素和木质素基本不被破坏，可以进行下一步的综合利用，如在发酵生产乙醇时废渣不需要进行预处理就可直接与纤维素酶制剂进行发酵糖化，大大降低了乙醇生产的成本。

附图说明

为了使本发明的内容更容易被清楚的理解，下面根据本发明的具体实施例并结合附图，对本发明作进一步详细的说明，其中

图1是本发明一个实施例的装置示意图，具体为糠醛生产中的第一步水解系统的一个实施例的装置示意图；

图2是本发明一个实施例的装置示意图，具体为糠醛生产中的第二步脱水蒸馏系统的一个实施例的装置示意图。

具体实施方式

下面结合附图和实施例对本发明作进一步的描述，但应当说明的是，这些实施例仅用于说明本发明的方法和设备，而并不能将本发明的范围局限于此。

以下将本发明的整个大系统分为水解系统和脱水蒸馏系统对本发明的原理分别进行论述：

第一步，介绍水解系统的原理：所述水解系统设置多级首尾相连的水解反应釜，优选2-5级，在每级水解反应釜内原料填充完毕后，在第一级水解反应釜内连续输入加热到水解反应温度的催化剂溶液，催化剂溶液在第一级水解反应釜中停留一定时间后，从其底部引出水解反应后的一级水解液，将所述一级水解液加热到水解反应温度后从顶部输入至第二级水解反应釜中，一级水解液在第二级水解反应釜中停留一定时间后，从其底部引出二级水解液，将其加热到水解反应温度后，从顶部输入至第三级水解反应釜中，如此往复，直到第N级水解反应釜内生成的N级水解液中的戊糖浓度达到要求的指标，此时，将所述N级水解液送入脱水蒸馏系统进行脱水反应，至此完成了第一水解循环。此处的“第N级”即指最后一级。第一水解循环完毕后，将第一级水解反应釜中的固体渣排出后填充入新的原料作为第N级水解反应釜使用，原来的第二级水解反应釜作为第一级水解反应釜使用，依此类推，原来的第N级水解反应釜作为第N-1级水解反应釜使用，如此循环往复实现了农林废弃物的连续水解。所述水解步骤的连续水解始终保持一个填充有新原料和排出戊糖溶液的第N级水解反应釜以及排出固体渣的第一级水解反应釜，这种连续水解方法的优点是含有催化剂的水解液在多个水解反应釜中参与水解，随着水解级数的增加，水解液中戊糖的浓度增大，从而提高了脱水步骤戊糖脱水的效率，而且该方法还可以使各个水解反应釜中的原料都可以水解完全；此外，第一级水解釜排出的固体渣为原料纤维素，可用于生产乙醇或其它用途。

需要指出的是，所述水解系统中的第一级水解反应釜中的水解催化剂可以是新配制的催化剂溶液，也可以是来自于本发明的脱水蒸馏系统、精馏系统中排出的含有大量催化剂的废水。以上所述的N为大于等于2的整数。

第二步，介绍脱水蒸馏系统的原理：这一系统的主要原理就是通过脱水蒸馏过程和脱水回收过程将本发明中水解系统产生的含有催化剂的戊糖溶液制备成糠醛。具体简述如下：

来自本发明中的糠醛生产水解系统中的戊糖溶液先进入脱水反应蒸馏塔中发生脱水环化反应后，生成的糠醛以醛汽的形式从塔顶排出进行冷凝、分相过程；而产生的未反应完全的戊糖溶液则从塔底部依次送入多级脱水反应器中，使戊糖进一步转化为糠醛，并以醛汽的形式进入所述脱水反应蒸馏塔中继续进行蒸馏，在第二步的脱水蒸馏系统中可只在最后一级脱水反应器设置一个加热装置，通过逐级上行的醛汽对各级脱水反应器以及脱水反应蒸馏塔进行加热。以下以脱水反应蒸馏塔为核心，分别对脱水反应蒸馏塔顶部和底部排出物料的处理方法进行简单介绍：

1)脱水反应蒸馏塔顶部排出的醛汽经过冷凝、分相后，得到的醛相送至糠醛精制系统进行进一步精制，而无机相直接被送回至所述脱水反应蒸馏塔中，继续参与蒸馏以便提高糠醛产率。

2)脱水反应蒸馏塔底部排出的未反应完全的戊糖溶液在串接的多级脱水反应器中进行反应，使得未反应完全的戊糖再次反应生成糠醛蒸汽，最后送回到脱水反应蒸馏塔中进行蒸馏并对所述脱水反应蒸馏塔中的戊糖溶液进行加热。较之现有技术，多级脱水反应器的设置可以大大提高戊糖的转化率。其中，最后一级脱水反应器由外界的加热系统提供的蒸汽进行加热，这样从最后一级脱水反应器到第一级脱水反应器获得的醛汽浓度逐渐增大，最终从第一级脱水反应器排出后送入脱水反应蒸馏塔中，对塔中的戊糖溶液进行加热；在整个过程中醛汽起到两个作用，一是将其中的糠醛以醛汽形式逐级向上送，也逐级增加了糠醛浓度，二是可同时将含有的热量随醛汽送入各级脱水反应器并最终送入脱水反应蒸馏塔。本发明中可以仅采用一个供热装置为整套脱水蒸馏系统提供热量，充分利用汽液间的热交换，实现了戊糖转化成糠醛的目的，较之现有技术，采用本发明可以大大降低能耗，节约了糠醛生产成本。此外，串联连接的两级脱水反应器之间设置有位差，可使溶液自动流入下一级脱水反应器而无须外加动力，这一点将在后文中详述。

3)最后一级脱水反应器底部排出的主要含有催化剂的废水，被作为水解酸液即水解催化剂、或者配酸组分即水解催化剂的稀释剂送回至所述本发明中的糠醛生产水解系统中参与水解反应，较之现有技术，本发明工艺不需要再单独对糠醛生产废水进行处理，不仅可以降低生产成本，而且几乎不会对环境造成任何污染。

以上为本发明的基本原理，下面通过更为详细的实施例进行说明：

如图1所示是本发明中糠醛生产水解系统的一个实施例的装置示意图，如图2所示是本发明中糠醛生产脱水蒸馏系统的一个实施例的装置示意图。下面对水解系统和脱水蒸馏系统分别予以详细说明。

第一步，利用农林废弃物制备戊糖溶液的水解系统的详细说明。

如图1所示，以设置三级水解反应釜为例。单个的水解反应釜、酸液泵和酸液加热器组成一个单元，如图所示，第一级水解反应釜110、第一级酸液加热器120和第一级酸液泵130组成第一个单元，第二级水解反应釜210、第二级酸液加热器220和第二级酸液泵230组成第二个单元，第三级水解反应釜310、第三级酸液加热器320和第三级酸液泵330组成第三个单元。每个单元中各个设备的连接关系为(以第一单元为例)：第一级酸液泵130的液体出口与第一级酸液加热器120的底部通过管道连接，第一级酸液加热器120上部的液体出口与第一级水解反应釜110上部的液体入口111通过管道连接，即第一级酸液泵130、第一级酸液加热器120和第一级水解反应釜110顺次串联连接。相邻两个单元的连接关系为(以第一单元和第二单元为例)：第一级水解反应釜110底部的液体出口113与第二级酸液泵230的液体入口通过管道连接，通过同样的连接方式，三个单元之间实现了首尾连接。其中，第一级酸液泵130液体入口与脱水蒸馏系统中废水排放口通过管道连接，第三级水解反应釜310底部的液体出口313与脱水蒸馏系统中脱水蒸馏单元中戊糖溶液入口通过管道连接。以上设备中，所用的水解反应釜为带有渗滤管的水解反应釜，所用的酸液加热器可以选自：列管式加热器、蛇管式加热器、U型管式加热器、螺旋板式加热器、板式加热器等，这些设备均为本领域常用设备，因此对其结构不再详述。当然，本发明还可通过对水解反应釜110、水解反应釜210、水解反应釜310分别加热达到保证水解温度的目的，或者各种加热方式并存等等，不再一一叙述。

第二步，戊糖溶液制备糠醛的脱水蒸馏系统的详细说明。

如图2所示，针对现有糠醛生产技术中，戊糖转换率低、蒸汽消耗量大、糠醛生产废水难处理等缺点，本发明提供了一种戊糖溶液制备糠醛的系统及方法，以下分别对图2中的各个设备的作用及工艺操作作如下说明：

脱水反应蒸馏塔400：

脱水反应蒸馏塔400的作用为：戊糖在脱水反应蒸馏塔400中发生脱水环化反应，并经过蒸馏过程，将生成的糠醛汽从塔顶蒸出。脱水反应蒸馏塔400顶部与冷凝器700连接，侧壁上部(后文将对连接处的具体高度作进一步说明)与低压分相器800连接，底部与第一级脱水反应器510连接。脱水反应蒸馏塔400的工艺操作流程为：糠醛生产水解系统中得到的含有催化剂的戊糖溶液进入脱水反应蒸馏塔400后，在反应温度为130-200℃，反应压力为0.3-1.5MPa的条件下，戊糖发生脱水环化反应，而反应所需的催化剂可直接利用戊糖溶液本身中含有的催化剂，即此过程不需要另外加入催化剂。生成的醛汽从所述脱水反应蒸馏塔400顶部排出，先进入冷凝器700中进行冷凝，在冷凝过程中也可先经过换热以对醛汽的热量进行回收利用，与本发明系统中、或糠醛生产的其他环节中需要加热的部分进行热交换，使热量得到回收利用，在加速冷凝的同时充分实现节能降耗，但因该部分内容非本发明重点，此不赘述。冷凝后的醛汽被送入低压分相器800中，得到的无机相仍然含有糠醛，从脱水反应蒸馏塔400侧壁上部送回塔中继续参与蒸馏分离；在上述脱水反应蒸馏过程中，脱水反应蒸馏塔400除了在顶部产生醛汽，还在底部产生并排出未反应完全的戊糖溶液，这些戊糖溶液从脱水反应蒸馏塔400底部排出至第一、二级脱水反应器510、520中，使得戊糖进一步反应生成糠醛。生成的糠醛以醛汽的形式送回至脱水反应蒸馏塔400中进行蒸馏，同时对塔中的戊糖溶液进行加热。

上述过程中，对于脱水反应蒸馏塔400侧壁上部进行进一步说明。由于脱水反应蒸馏塔400中存在温差，塔内部随着高度的增加温度随之降低。生成的糠醛与水形成共沸混合物，共沸混合物的恒沸点低于同条件下水的沸点，因此生成的糠醛集中在塔顶部，戊糖溶液主要存在于塔底部，戊糖转化为糠醛的过程也主要在塔下部进行。从低压分相器800中分离出的无机相送回脱水反应蒸馏塔400的目的主要是为了进一步分离出其中的糠醛，就需要较高温度将冷凝为液体的无机相再次汽化、蒸馏，因此将低压分相器800中的无机相从脱水反应蒸馏塔400侧壁上部靠近塔顶的回流入口直接送回至脱水反应蒸馏塔400中进行进一步蒸馏，一般回流入口的位置在从塔顶数第3-5块塔板处。

冷凝器700：

冷凝器700的作用是将从脱水反应蒸馏塔400顶部排出的醛汽冷凝为液体。该设备的连接方式为：冷凝器700的一端与脱水反应蒸馏塔400顶部连接，另一端与低压分相器800连接。脱水反应蒸馏塔400顶部排出的醛汽送入冷凝器700冷凝，冷凝后的液体温度为90-110℃，经过冷凝的醛液送入到低压分相器800中进行分相。

当然，以达到冷却醛汽的目的的其他热交换装置均可以替代冷凝器700。如先经过换热充分利用醛汽的潜热产生废热蒸汽后再进行冷凝。

低压分相器800：

低压分相器800作用是将冷凝器700冷凝后的醛液进行分相，醛相送至糠醛精馏设备，无机相返回脱水反应蒸馏塔400中继续进行蒸馏。该设备的连接方式为：低压分相器800的顶端与冷凝器700连接，侧壁中部(具体高度在下文中进行详细说明)与脱水反应蒸馏塔400侧壁上部连接，底部与糠醛精制系统连接。低压分相器800的工艺操作流程为：经过冷凝器700冷凝的醛液从顶部进入低压分相器800中进行分相，得到无机相和醛相，得到的无机相送回至脱水反应蒸馏塔400中，得到的醛相则从所述低压分相器800底部排出，进入糠醛精馏设备进行进一步精制。其中，对低压分相器800侧壁中部位置进行进一步描述，由于经过分相后，上层溶液为无机相，为了方便无机相的排出并送回至脱水反应蒸馏塔400中，将分离得到的无机相从低压分相器800侧壁中部排出，具体位置在分相器从上面计1/5-1/2分相器高度的位置；低压分相器800中的压力与脱水反应蒸馏塔400中压力相同，以保证经过冷凝的液体顺利流入低压分相器800中，低压分相器800顶部存在一根平衡管以确保低压分相器800中的压力与脱水反应蒸馏塔400中的压力相同，由于此处并非是本发明重点，故不赘述。

脱水反应器510、520、脱水再沸器600：

脱水反应器510、520的作用为：每级脱水反应器510、520提供一定的反应温度和压力，使脱水反应蒸馏塔400底部排出的未反应完全的戊糖溶液在脱水反应器510、520中进一步反应生成糠醛；脱水再沸器600的作用为：用来将最后一级脱水反应器520底部排出的一部分含有催化剂的液体加热汽化形成蒸汽，形成的蒸汽送回至最后一级脱水反应器520中，对脱水反应器520中的未反应完全的戊糖溶液直接接触进行热交换，为戊糖进一步反应生成糠醛提供热量，产生的醛汽继续作为上一级脱水反应器的热源。其中，脱水反应器510、520可以为带加热夹套及搅拌装置的反应釜，容积大小与物料进料及物料在釜内的停留时间有关，具体的关系如下：

V＝Q×t/80％，

V-反应釜容积，单位是m³；Q-物料的进料量，单位是m³/h；t-物料在釜内的停留时间，单位是h；80％-物料在反应釜内的装填系数。

物料的进料量取决于装置的设计产能；物料在釜内的停留时间取决于脱水反应器的数量，一般情况在脱水反应器内总的停留时间为1-3小时。脱水反应器510、520内搅拌优选圆盘涡轮式，这样有利于蒸汽与物料的充分接触更利于生成的糠醛及时排出反应器内，釜底连接进蒸汽管道，即进蒸汽管道在搅拌器以下。根据反应釜容积大小不同，可采用至少双层搅拌或多层搅拌。

脱水反应器510、520的连接方式为：第一级脱水反应器510上部设有一个戊糖溶液入口511、一个醛汽出口512和蒸汽的入口513，下部设有废液出口514，从装置示意图可以清楚地看出，醛汽出口512与脱水反应蒸馏塔400底部相连，戊糖溶液入口511接受脱水反应蒸馏塔400底部排出的未反应完全的戊糖溶液，蒸汽入口513接受第二级脱水反应器520醛汽出口522送来的含有糠醛的蒸汽，废液出口514将反应后仍含有戊糖的废液通过戊糖溶液入口521输送到第二级脱水反应器520中。第二级脱水反应器520上部设有一个醛汽出口522、一个戊糖溶液入口521和蒸汽入口523，下部设有废液出口524，从第一级脱水反应器510的出口514排出的戊糖溶液通过戊糖溶液入口521流入第二级脱水反应器520中，加热装置脱水再沸器600的热量从蒸汽入口523进入第二级脱水反应器520，戊糖溶液被加热为含有糠醛的蒸汽并从醛汽出口522送往第一级脱水反应器510，该蒸汽可以起到两种作用，一是将其中的糠醛送入第一级脱水反应器510中，使得糠醛浓度增加，二是将含有的热量随蒸汽也送入第一级脱水反应器510中，并对其中的戊糖溶液进行加热，从而降低了本发明的能耗。完成脱水后的废液从出口524排出并送至所述植物纤维水解成戊糖溶液的水解系统，因为其大部分成分为反应后剩余的催化剂溶液所以仍然可作为催化剂使用；这样使得废水零排放。

脱水反应器510、520以及脱水再沸器600的工艺操作流程为：由于脱水反应蒸馏塔400与脱水反应器510间存在位差，脱水反应蒸馏塔400底部排出的未反应完全的戊糖溶液可以自流到脱水反应器510中，在反应温度为130-200℃，反应压力为0.3-1.5MPa的条件下，戊糖进一步转化为糠醛，生成的醛汽从脱水反应器510顶部的蒸汽出口512送入脱水反应蒸馏塔400中，对脱水反应蒸馏塔400中的戊糖溶液进行加热，为戊糖反应提供热量和压力，戊糖反应生成糠醛，糠醛浓度增加并以醛汽的形式从塔顶排出；又由于脱水反应器510与脱水反应器520间存在位差，剩余的未反应完全的戊糖溶液可以从脱水反应器510底部的废液出口514排出后自流入脱水反应器520中，在反应温度为130-200℃，反应压力为0.3-1.5MPa的条件下，戊糖进一步反应生成糠醛，醛汽从脱水反应器520顶部的醛汽出口522排出，并进入脱水反应器510中，对脱水反应器510中的未反应完全的戊糖溶液进行加热，为戊糖进一步反应提供热量和压力，戊糖反应生成糠醛，糠醛浓度增加并以醛汽的形式从脱水反应器510顶部排出；整个反应蒸馏系统产生的含有催化剂的废水从最后一级脱水反应器520底部的废液出口524排出后，一部分送入脱水再沸器600中进行汽化形成蒸汽，产生的蒸汽温度为130-200℃，饱和蒸汽压为0.3-1.5MPa，该蒸汽从脱水再沸器600顶部送回脱水反应器520中，与脱水反应器520中的未反应完全的戊糖溶液直接接触进行热交换，为戊糖进一步反应提供热量和压力，戊糖反应生成糠醛，生成的醛汽从脱水反应器520顶部排出，另一部分剩余的含有催化剂的废水返回糠醛生产的水解系统即植物纤维水解成戊糖溶液的水解系统参与水解反应，不存在任何糠醛生产废水向外界的排放，并且实现了糠醛生产废水及催化剂的循环利用。其中，相邻两级脱水反应器反应温度和压力存在差值，下一级脱水反应器产生的醛汽进入上一级脱水反应器或者第一级脱水反应器510产生的醛汽进入脱水反应蒸馏塔400后，温度降低3-15℃，饱和蒸汽压降低0.03-0.2MPa。

当然，本发明中脱水反应蒸馏塔400可以仅连接一个脱水反应器，就可以实现将未反应完全的戊糖溶液继续转化为糠醛的目的，也可以根据需要串联多个脱水反应器，以达到使戊糖充分反应生成糠醛的目的，优选2-5个，采用本发明后，戊糖的转化率得到明显的提高。脱水再沸器600可以换成其它供热装置，由外来能源提供热量，外来能源主要为：蒸汽、电、导热油及其它热介质加热，以达到汽化液体的目的；可以根据需要，除了最后一级脱水反应器520以外，其它每级脱水反应器底部都可以连接一个提供高温高压蒸汽的供热装置。本发明中，脱水反应器和脱水反应蒸馏塔525的材质为最低标准是SUS304(0Cr18Ni9)奥氏体不锈钢，当然，上述设备也可采用其它种类型号，只要能够实现本发明的目的，都应该在本发明的范围之内。

使用本发明戊糖脱水生成糠醛的转化率可达到55～85％(实际得到的糠醛占戊糖脱水生成糠醛理论量的百分比)。以下表1中列出的是本发明的实施例1-5的反应参数(表中压力均是指表压)。

表1

反应条件		实施例1	实施例2	实施例3	实施例4	实施例5
							水解温度(℃)		100	90	120	110	135
水解压力(Mpa)		常压	常压	0.10	0.05	0.21
							水解液与绝干玉米芯的重量比		5∶1	10∶1	8∶1	9∶1	7∶1
水解液在第一级水解反应釜内停留时间(小时)		0.8	1	1.5	1.9	0.5
							水解液在第二级水解反应釜内停留时间(小时)		0.8	1	1.5	1.9	0.5
水解液在第三级水解反应釜内停留时间(小时)		0.8	1	1.5	1.9	0.5
							第一级脱水反应器内	温度/℃	143	150	170	180	200
压力/MPa	0.3	0.38	0.7	0.9	1.45
						第二级脱水反应器内		温度/℃	140	145	164	173	185
压力/MPa	0.26	0.32	0.58	0.75	1.02
							脱水反应蒸馏塔	温度/℃	130	137	159	168	183
压力/MPa	0.17	0.23	0.50	0.65	0.97
						糠醛转化率/％		55	65	85	80	75

需要说明的是在以上实施例中，原料水解完成后，从所述水解系统中排出的原料废渣会带走一部分催化剂，因此所述催化剂在循环使用过程中，还需要补充催化剂，所补充的催化剂的量为绝干原料重量的0.1～2.5倍。

需要进一步说明的是，本发明在脱水蒸馏系统之后还连接一个精制系统，即将从低压分相器800中分离出的粗糠醛进行精制。与已有技术不同之处在于，本发明的精制系统产生的废水被送回水解系统作为催化剂的稀释剂使用，以实现本发明的废水零排放。

本发明中的催化剂，主要成分为：磷酸二氢钙、硝酸、磷酸、硫酸镁、磷酸二氢钾、水；也可以是磷酸二氢钙、硝酸、磷酸、磷酸二氢钾、水；也可以是磷酸二氢钙、硝酸、磷酸、硫酸镁、水；也可以是磷酸二氢钙、硝酸、磷酸、水；或者可以只含有磷酸二氢钙、硝酸、水；或者可以只含有磷酸二氢钙、磷酸、水。

综上所述，本发明提出了完善的二步法生产糠醛的方法及系统。实现了水解步骤和脱水步骤的完全分离，从而降低了水解反应和脱水反应的反应条件，并提高了糠醛的产率。

在本发明的脱水蒸馏系统中，戊糖溶液分别在脱水蒸馏单元和脱水回收单元中进行脱水，能使未反应完全的戊糖溶液充分反应，提高了第一级脱水反应器中糠醛的浓度，从而提高了糠醛的产率；同时，在脱水蒸馏单元中经过低压分相得到的含有糠醛的水相再次送回至脱水蒸馏塔中进行分离，保证了生成的糠醛最大程度的被分离出来，本发明的糠醛产率比传统糠醛生产工艺提高了近20-40％，可高达60-85％。

本发明的脱水蒸馏系统及精制系统中产生的废水被送回到水解系统中作为催化剂或催化剂的稀释液使用，达到了废水的零排放，彻底解决了糠醛生产产生的废水对外排放污染环境的问题。

由于该发明可以仅需一个供热装置就能达到较高的出醛率，如采用该发明技术，可极大程度降低生产成本；如采用该发明中的废热再利用的方法，可以大大节约蒸汽的使用量，不仅降低了生产成本，同时也达到了节能环保的目的。

此外，在本发明的水解装置中，反应条件温和(水解温度为90-135℃，压力小于等于0.3Mpa)，因此水解结束后得到的废渣中纤维素和木质素基本不被破坏，可以进行下一步的综合利用，如在发酵生产乙醇时废渣不需要进行预处理就可直接与纤维素酶制剂进行发酵糖化，大大降低了乙醇生产的成本。

显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。

Claims (29)

1.一种利用农林废弃物生产糠醛的系统，其特征是：所述系统包括：

水解系统，包括相互首尾连接的N级水解反应釜，用于对农林废弃物进行连续水解，生成戊糖溶液；以及

脱水蒸馏系统，包括脱水蒸馏单元和脱水回收单元，所述脱水蒸馏单元包括至少一个脱水反应蒸馏塔，用于将所述戊糖溶液进行脱水蒸馏得到糠醛蒸汽；所述脱水回收单元包括至少一级脱水反应器，用于将所述脱水反应蒸馏塔塔底排出的溶液进一步进行脱水反应生成糠醛蒸汽，然后将糠醛蒸汽送回至所述脱水反应蒸馏塔；

其中，N为大于等于2的整数。

2.如权利要求1所述的系统，其特征是：第一级水解反应釜的溶液出口与第二级水解反应釜的溶液入口相连接，第二级水解反应釜的溶液出口与第三级水解反应釜的溶液入口相连接，如此往复，直到第N-1级水解反应釜的溶液出口与第N级水解反应釜的溶液入口相连接，于是组成相互首尾连接的水解系统；其中第一级水解反应釜的溶液入口为催化剂溶液入口，第N级水解反应釜即最后一级水解反应釜的溶液出口与所述脱水蒸馏系统的溶液入口连接，将水解后生成的戊糖溶液送给所述脱水蒸馏系统；每一级水解反应釜还包括一个固体入口用于装入农林废弃物，一个固体出口用于废渣排出；

其中催化剂溶液通入第一级水解反应釜中与其中的农林废弃物进行水解反应，水解反应结束后，将第一级水解反应釜底部引出的溶液通入第二级水解反应釜进行进一步水解反应；然后从第二级水解反应釜底部引出的水解反应后的溶液通入第三级水解反应釜，如此往复，直到最后一级水解反应釜，最后一级水解反应釜底部引出的溶液送入所述脱水蒸馏系统，完成第一水解循环；其中所述溶液为含有催化剂的戊糖溶液；

第一水解循环完毕后，将所述第一级水解反应釜内的废渣排出、装入新的农林废弃物原料后作为下一水解循环的最后一级水解反应釜，而第一水解循环的第二级水解反应釜作为下一水解循环的第一级水解反应釜，依次地，最后一级水解反应釜作为倒数第二级水解反应釜，如此实现农林废弃物的连续水解。

3.如权利要求1或2所述的系统，其特征是：每一级所述脱水反应器的顶部至少设有一个戊糖溶液入口、一个醛汽出口、一个蒸汽入口，底部至少设有一个废液出口，上一级脱水反应器的废液出口和蒸汽入口分别与下一级脱水反应器的戊糖溶液入口和醛汽出口相连接；所述第一级脱水反应器的戊糖溶液入口连接所述脱水反应蒸馏塔塔底，所述最后一级脱水反应器的废液出口连接到所述水解系统的第一级水解反应釜，将所述糠醛制备系统的含有催化剂的废水送回所述水解系统作为水解催化剂使用。

4.如权利要求1-3任一所述的系统，其特征是：所述脱水回收单元还包括与所述最后一级脱水反应器连接的加热装置，所述加热装置只对最后一级所述脱水反应器进行供热，通过逐级上行的所述糠醛蒸汽将热量逐级送至每一级所述脱水反应器，并最终送给所述脱水反应蒸馏塔。

5.如权利要求1-4任一所述的系统，其特征是：所述脱水反应蒸馏塔与所述第一级脱水反应器之间设置有位差，所述每相邻的二级脱水反应器之间设置有位差，所述脱水反应蒸馏塔位置最高，所述最后一级脱水反应器位置最低。

6.如权利要求5所述的系统，其特征是：所述脱水反应蒸馏塔的废液出口高于所述第一级脱水反应器的戊糖溶液入口，所述每相邻的二级脱水反应器中上一级的废液出口高于下一级的戊糖溶液入口。

7.如权利要求1-6中任意一项所述的系统，其特征是：所述脱水蒸馏单元还包括与所述脱水反应蒸馏塔塔顶连接的一个冷凝器和一个低压分相器，所述脱水反应蒸馏塔产生的醛汽输送到所述冷凝器，所述冷凝器冷凝得到的粗醛被输送到所述低压分相器中被分离为醛相及水相，所述水相返回到所述脱水反应蒸馏塔继续蒸馏。

8.如权利要求7所述的系统，其特征是：所述低压分相器的压力与所述脱水反应蒸馏塔中压力相同。

9.如权利要求1-8任意一项所述的系统，其特征是：所述脱水蒸馏系统后面还连接精馏系统，对所述低压分相器分离出的醛相进一步进行精制生成糠醛；所述精馏系统的废液出口连接到所述第一级水解反应釜的溶液入口，将废液送回所述水解系统作为水解催化剂的稀释剂使用。

10.如权利要求2所述的系统，其特征是：每级所述水解反应釜分别设置有用于输送所述溶液的酸液泵，以及用于加热所述溶液的酸液加热器或直接对每级所述水解反应釜加热的加热装置。

11.如权利要求1-10任意一项所述的系统，其特征是：在水解系统中设置2-5级相互首尾连接的水解反应釜，在所述脱水回收单元中设置2-5级相互串联的脱水反应器。

12.如权利要求11所述的系统，其特征是：所述最后一级脱水反应器中温度为130-200℃，随着所述脱水反应器级数的减小，所述脱水反应器内温度减小，温差为3-15℃，所述第一级脱水反应器内温度比所述脱水反应蒸馏塔内温度高3-15℃。

13.如权利要求2-12任意一项所述的系统，其特征是：所述催化剂溶液与农林废弃物绝干原料的重量比为3∶1～10∶1。

14.如权利要求1-13所述的系统，其特征在于：所述脱水反应器为带加热夹套及搅拌装置的蒸馏釜；所述加热装置为一个向最后一级脱水反应器提供蒸汽的脱水再沸器。

15.如权利要求1-14任一项所述的系统，其特征是：所述农林废弃物包括以下物质的一种或几种：麦秸、稻秸、玉米芯、甘蔗渣、葵花籽壳、棉柴、棉籽壳、麦秆、稻壳、阔叶材。

16.一种利用农林废弃物生产糠醛的方法，其特征在于：所述方法包括以下步骤：

a.水解步骤：农林废弃物在相互首尾连接的N级水解反应釜中连续水解得到戊糖溶液；

b.脱水步骤：包括脱水蒸馏步骤和脱水回收步骤，所述脱水蒸馏步骤将所述戊糖溶液在所述脱水反应蒸馏塔中进行脱水蒸馏生成糠醛蒸汽，所述脱水回收步骤将所述脱水蒸馏塔塔底排出的溶液送至至少一级脱水反应器，将其中的戊糖进一步脱水反应生成糠醛蒸汽，然后送回至所述脱水反应蒸馏塔；

其中，N为大于等于2的整数。

17.如权利要求16所述的方法，其特征在于：所述步骤a包括：

将催化剂溶液通入第一级水解反应釜中与所述农林废弃物进行水解反应，水解反应结束后，将第一级水解反应釜底部引出的溶液通入第二级水解反应釜进行进一步水解反应；然后从第二级水解反应釜底部引出的水解反应后的溶液通入第三级水解反应釜，如此往复，直到最后一级水解反应釜，从最后一级水解反应釜底部引出的溶液送入步骤b进行脱水处理，完成第一水解循环；其中所述溶液为含有催化剂的戊糖溶液；

第一水解循环完毕后，将所述第一级水解反应釜内的废渣排出、装入新的农林废弃物原料后作为下一水解循环的最后一级水解反应釜，而第一水解循环的第二级水解反应釜作为下一水解循环的第一级水解反应釜，依次地，最后一级水解反应釜作为倒数第二级水解反应釜，如此水解循环往复实现农林废弃物的连续水解。

18.如权利要求17所述的方法，其特征是：水解步骤还包括加热步骤，在所述溶液进入每一级水解反应釜之前直接对所述溶液进行加热、和/或对所述水解反应釜进行加热以保证水解所需要的温度。

19.如权利要求16-18任意一项所述的方法，其特征在于：所述脱水回收步骤包括：

对完成蒸馏后逐级下行的所述溶液进行至少一级脱水反应，上一级脱水反应器产生的废液送至下一级脱水反应器，而下一级脱水反应器产生的糠醛蒸汽送至上一级脱水反应器，所述第一级脱水反应器产生的糠醛蒸汽送回至所述脱水反应蒸馏塔继续参与脱水蒸馏；

同时，所述脱水回收步骤还包括一个加热步骤，只对最后一级所述脱水反应器进行供热，通过逐级上行的所述糠醛蒸汽将热量逐级送至每一级所述脱水反应器，并最终送给所述脱水反应蒸馏塔。

20.如权利要求19所述的方法，其特征是：所述步骤b还包括一个废水回收步骤，将所述最后一级脱水反应器的废液作为催化剂送回至所述植物纤维水解成戊糖溶液的水解系统，实现所述糠醛制备系统的废水零排放。

21.如权利要求10或20所述的方法，其特征是：所述脱水蒸馏步骤中还包括将所述糠醛蒸汽冷凝为粗醛，再将所述粗醛低压分相为醛相及水相，所述水相返回到所述脱水反应蒸馏塔继续蒸馏。

22.如权利要求21所述的方法，其特征是：所述低压分相的压力与脱水反应蒸馏塔中的压力相同。

23.如权利要求16-22任意一项所述的方法，其特征是：所述步骤b后面还包括精馏步骤，对所述醛相进一步进行精制生成糠醛；精馏产生的废液送回到所述第一级水解反应釜作为水解催化剂的稀释剂使用。

24.如权利要求16-24任一项所述的方法，其特征是：所述脱水反应蒸馏塔与所述第一级脱水反应器之间设置有位差，所述每相邻的二级脱水反应器之间设置有位差，使得溶液自动向下流动。

25.如权利要求16-25任意一项所述的方法，其特征是：在水解步骤中设置2-5级相互首尾连接的水解反应釜，在所述脱水回收步骤中设置2-5级相互串联的脱水反应器。

26.如权利要求25所述的方法，其特征是：所述最后一级脱水反应器被加热至130-200℃，随着所述脱水反应器级数的减小，所述脱水反应器内温度减小，温差为3-15℃，所述第一级脱水反应器内温度比所述脱水反应蒸馏塔内温度高3-15℃。

27.如权利要求25或26所述的方法，其特征在于：所述催化剂溶液在第一级水解反应釜、第二级水解反应釜和第三级水解反应釜中停留的时间都为0.5-2小时。

28.如权利要求16-27任意一项所述的方法，其特征是：所述催化剂溶液与农林废弃物绝干原料的重量比为3∶1～10∶1。

29.如权利要求16-28任意一项所述的方法，其特征在于：所述第一级水解反应釜内排出的废渣为制作乙醇的原料。

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