CN101157890A - 燃料乙醇生产装备及方法 - Google Patents

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CN101157890A CNA2007100587364A CN200710058736A CN101157890A CN 101157890 A CN101157890 A CN 101157890A CN A2007100587364 A CNA2007100587364 A CN A2007100587364A CN 200710058736 A CN200710058736 A CN 200710058736A CN 101157890 A CN101157890 A CN 101157890A
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Abstract

本发明涉及一种燃料乙醇生产的新装备及方法。液化醪制备单元的拌料水为CO2洗涤塔的洗涤水回收塔釜采废水和废液处理的部分蒸发凝水,送入液化醪制备单元的拌料器,实现了新鲜工艺水消耗量为零;精馏脱水过程采用了多效热耦合精馏技术,只有回收塔塔釜采用新鲜蒸汽加热,精馏脱水过程的能耗大幅下降;通过气流干燥、清液多效蒸发、蒸发凝液厌氧耗氧和膜超滤净化等装置处理酒精生产过程产生的废醪液,回收其中有价值的产品,合理的处理方案实现了燃料乙醇生产中工艺废水的零排放。

Description

燃料乙醇生产装备及方法 技术领域本发明涉及一种燃料乙醇生产的新装备及方法,可有效降低燃料乙醇生产过程中物耗和 能耗,提高燃料乙醇作为替代燃料的市场竞争力。背景技术由于全球石油资源的紧俏以及生物酶技术的飞速发展,采用发酵法生产燃料乙醇替代汽 油的工艺日益广泛,美国发酵法的燃料乙醇年产量已达到1000多万吨。我国推广使用车用乙 醇汽油的工作己全面启动。2001年4月份颁布了《变性燃料乙醇》及《车用乙醇汽油》两项 国家标准,车用乙醇汽油中的乙醇添加量为10%。我国目前已在黑龙江、吉林、辽宁、河南 和安徽等地全面推广。目前,燃料乙醇生产过程通常采用两大类原料, 一类为玉米、小麦、高梁、水稻、木薯 和红薯等淀粉质原料,另一类为甘蔗和糖蜜等糖质为原料。燃料乙醇生产过程主要包括液化 醪制备、发酵、精馏脱水和废醪液处理四个生产单元。传统的乙醇生产工艺存在着能耗物耗 高,水污染严重等问题。因此,采用现代化工技术,改进和完善燃料乙醇生产技术,降低燃 料乙醇生产过程的能耗和物耗,减少生产过程中排放物对环境的不利影响,是燃料乙醇作为 替代能源的推广使用的制约因素,越来越受到人们的关注。发明内容本发明开发的燃料乙醇生产的新装备及方法,原料为玉米、小麦、高梁、水稻、木薯和 红薯等淀粉质原料,以及甘蔗和糖蜜等糖质原料,生产过程主要包括液化醪制备、发酵、精 馏脱水和废醪液处理四个生产单元,解决了目前燃料乙醇生产工艺存在着能耗物耗高,工艺 水用量及排放量大等问题。本发明的燃料乙醇生产方法,包括液化醪制备、发酵、精馏脱水和废醪液处理四个生产 单元,液化醪制备单元的拌料水为发酵单元的C02洗涤塔的洗涤水、精馏脱水单元的回收塔釜采废水和废液处理单元的部分蒸发凝水,这些水通过管线送入液化醪制备单元的拌料器。所述的液化醪制备单元,喷射器液化后的液化醪进入到液化醪闪蒸罐降温,产生的闪蒸 汽通过管线送至粉浆罐加热粉浆。所述的液化醪制备单元,温度为8(TC〜10(TC的液化醪通过管线送入换热器冷却降温, 部分冷却介质为C02洗涤塔的洗涤水,通过换热器加热后的C02洗涤塔的洗涤水,通过管线送至液化醪制备单元的拌料器用于拌料。本发明的燃料乙醇生产方法的生产装备,精馏脱水生产单元包括粗塔、精馏塔、回收塔 和分子筛吸附塔。
燃料乙醇生产装备的操作方法是:发酵成熟醪进料通过管线分成两部分,分别送至粗塔 和精馏塔,仅在回收塔塔釜通入新鲜蒸汽加热,回收塔塔顶产生的物料蒸汽通过管线送至精 馏塔再沸器,加热精馏塔,精馏塔塔顶的部分物料蒸汽通过管线送至粗馏塔再沸器,加热粗 馏塔,剩余的精馏塔塔顶的物料蒸汽通过管线送至分子筛吸附塔进行脱水操作。其中回收塔操作绝对压力为0. 3〜0. 8 MPa,精馏塔操作绝对压力为0. 1〜0. 6 MPa;粗馏 塔操作绝对压力为0. 005〜0. 4MPa。本发明的燃料乙醇生产方法,所述的废醪液处理单元,气流干燥装置排出的蒸汽温度为 100〜20(TC,蒸汽通过管线送入多效蒸发装置,用来浓縮清液;清液经多效蒸发装置浓縮后 排出的浓浆与固液分离装置排出的湿糟混合后,进入气流干燥装置干燥脱水,多效蒸发装置 产生的蒸发凝水通过管线部分送至液化醪制备单元,用于粉浆拌料,剩余的蒸发凝水通过管 线送至送至厌氧罐处理;厌氧处理后的蒸发凝水从罐顶溢流至好氧池,厌氧罐排出的沼气通 过净化装置处理后,送入热风炉燃烧利用;经过好氧处理过的蒸发凝水再通过管线送至膜超 滤净化装置进一步脱杂处理,处理后的蒸发凝水全部用作酒精生产过程中的循环冷却水的补 水,富含杂质的水通过管线再返回厌氧罐处理。该发明通过工艺废水合理的处理和回配,以及能量的多级多效的利用,实现了酒精生产 过程新鲜工艺水消耗量为零,以及生产过程中工艺污水的零排放;生产吨燃料乙醇产品的全 流程的工艺蒸汽消耗约为1.9〜2.6吨。燃料乙醇生产新方法的生产流程图详见图l一液化醪 制备单元流程图、图2 —发酵单元流程图、图3—精馏脱水单元流程图、4一废醪液处理单元 流程图,燃料乙醇生产新装备和方法的的具体生产过程说明如下: 1.液化醪制备单元液化醪制备生产过程参见图l一液化醪制备单元流程图。对于淀粉质原料,首先将原料 清理脱杂,再进行粉碎。粉碎后的原料在拌料器中加水制成粉浆送至粉浆罐,同时流加淀粉 酶等辅助材料,拌料水为自发酵单元C02洗涤塔的洗涤水、精馏脱水单元的回收塔釜采废水, 以及来自废液处理单元的蒸发凝水。在粉浆罐中通过液化醪闪蒸降温产生的蒸汽进行预热, 预热后的粉浆送至预液化罐,进行预液化操作,通过蒸汽加入量控制预液化温度为50°C〜65 °C,或80°C〜120°C。利用液化醪闪蒸降温产生的蒸汽对粉浆进行预热,可以降低粉浆升温 液化的蒸汽消耗。目前普遍采用的酒精生产工艺,由于工艺废水没有合理的处理方案,工艺水回用达不到 拌料水的要求,在拌料器中不得不添加大量的新鲜水,满足拌料要求,同时也加大了酒精生 产过程的的污水处理量和排放量。本发明由于采用C02洗涤塔的洗涤水、精馏脱水单元的回收塔釜采废水,以及来自废液处 理单元的蒸发凝水的拌料方案,实现了酒精生产过程中不添加新鲜工艺水进行拌料,新鲜工 艺水消耗量为零的生产工艺。粉浆在预液化罐内停留约10〜180分钟后,用粉浆泵送至喷射液化器,喷射液化器通过 控制水蒸气的量控制物料加热温度,喷射器出口物料温度控制到80°C〜130°C,粉浆温度升 高到设定的温度后,送至维持罐中停留5〜60分钟后,物料进入到液化醪闪蒸降温罐,通过
真空度控制液化醪的闪蒸温度为8(TC〜10(TC,闪蒸汽通过管线送至粉浆罐预热粉浆,降温 后的料液进入到液化罐,同时流加淀粉酶。料液在液化罐内停留30〜240分钟,通过搅拌器 使淀粉酶与料液混合均匀,进行液化操作。完成液化操作的液化醪通过两级冷却将温度降至28〜38°C。第一级冷却介质为来自发酵 工段的发酵成熟醪,以及C02洗漆塔的洗涤水,发酵成熟醪换热后温度升高后送至精馏脱水单 元,C(V冼涤塔洗涤水换热温度升高后,送至液化醪制备单元拌料。第二级冷却介质为温度低 于发酵温度的冷却水。冷却后的液化醪部分送入酒母扩培罐,部分送至发酵罐,同时流加营 养盐、糖化酶和硫酸溶液等辅助材料。本发明将来自发酵工段的发酵成熟醪和C02洗涤塔的洗涤水用于冷却液化醪的方法,节省 了液化醪冷却所需循环冷却水,同时也提高了成熟醪和C02洗涤塔的洗涤水的进料温度,降低 了液化醪制备单元和精馏脱水单元的蒸汽消耗。目前普遍采用的酒精生产工艺,通常全部采 用循环冷却水冷却液化醪,用新鲜蒸汽加热物料,增加了燃料乙醇的生产成本。2. 发酵单元酒精发酵生产过程参见图2—发酵单元流程图。酒精发酵单元采用同步糖化和发酵工艺, 使液化醪的糖化和发酵过程在发酵罐中同时完成,降低了发酵罐中发酵醪的糖含量,解决了 传统的液化醪先糖化后发酵工艺,在发酵过程中由于糖化醪对酵母的抑制作用,以及糖化醪 容易染菌等问题,实现了成熟醪酒分大于12% (V%)的高浓度酒精发酵操作,发酵操作方式 为连续,或半连续,或间歇,整个系统主要由多个发酵罐、成熟醪储罐和C02洗涤塔等组成,。将活化后的酒母放入酒母扩培罐中,同时加入液化醪,向罐内连续通入适量的无菌空气, 在扩培温度28 — 38"C的条件下进行培养,在酵母细胞数达到要求后,连续向发酵罐供料,而 酵母扩培罐继续添加液化醪。发酵罐控制温度28〜38'C,成熟醪酒度达到发酵要求后,经发 酵成熟醪泵,并通过液化醪第一级冷却器预热后,向精馏脱水单元连续供应发酵成熟醪。酒 精发酵过程排出的C02引入C02洗涤塔,洗涤水为来自酒精精馏脱水单元冷却后的精馏废水, C02洗涤塔的洗涤水洗涤后送至液化醪制备单元用于冷却液化醪。对于糖质原料已含有相当数量的可发酵糖,如糖蜜和甘蔗汁等,经过酸化脱杂处理后, 可直接送至发酵单元进行发酵生产酒精。3. 精馏脱水单元酒精精馏脱水生产过程参见图3 —精馏脱水单元流程图。来自发酵单元的成熟醪在精馏 脱水单元通过精馏得到接近共沸组成的高浓度酒精,再通过分子筛变压变温吸附过程脱除共 沸水,得到水含量达到要求的燃料乙醇产品。酒精精馏操作的目的是脱除醪液中的固相物,将醪液中的大量水和杂质脱掉,为吸附脱 水操作得到燃料乙醇产品创造条件。目前,燃料乙醇主流技术的精馏脱水单元主要由精馏单元的由粗塔和精馏塔,以吸附单 元的分子筛吸附塔组成;操作方式和蒸汽加热方式:来自酒精发酵单元的成熟醪首先进入粗 塔,塔顶采出的粗酒送至精馏塔进一歩精制脱水,塔釜采出的废醪液送至废醪液处理单元, 粗塔塔釜的加热介质为精馏塔的塔顶蒸汽,精馏塔加热使用的新鲜蒸汽实现两效利用;精馏
塔塔顶接近共沸点的高浓度酒精的馏份液相或汽相送至吸附脱水工段,塔釜排出的废水冷却 后送至废水处理单元,生产吨燃料乙醇产品在精馏脱水单元的新鲜蒸汽消耗约2. 2〜3. 5吨。本发明为了进一步降低精馏脱水单元的新鲜蒸汽消耗量,将目前燃料乙醇精馏脱水工段的粗塔和精馏塔分别拆分为两个粗塔和两个精馏塔,分别为粗塔l、粗塔2、精馏塔l和精馏 塔2,再将精馏塔2放到粗塔2上部并使两塔连通,即变成一个精馏塔,简称为精馏塔,其 余的粗塔1和精馏塔1分别简称为粗塔和回收塔。因此,本发明涉及的精馏脱水单元主要由 粗塔、精馏塔、回收塔、分子筛吸附塔组成,新鲜蒸汽的加热方式与目前主流技术的蒸汽加 热方式也有较大改进。本发明的操作方式和蒸汽加热方式:成熟醪进料分成两部分分别送至粗塔和精馏塔,仅在回收塔塔釜采用新鲜蒸汽加热,塔顶产生的物料蒸汽则作为精馏塔再沸器的加热介质,部 分精馏塔塔顶的物料蒸汽又作为粗馏塔再沸器的加热介质,剩余的精馏塔塔顶接近共沸点的 高浓度酒精物料蒸汽通过管线送至分子筛吸附塔。本发明由于采用了合理的蒸汽加热方案, 使燃料乙醇的精馏脱水工艺与目前一般使用的工艺比较能耗大幅下降,生产吨燃料乙醇产品在精馏脱水单元的新鲜蒸汽消耗仅为1. 2〜1. 6吨。具体操作过程如下:自发酵单元的发酵成熟醪进入粗馏塔,操作压力(绝对压力)为0. 005〜0. 4MPa,醪液在 此脱除水、有机酸和重组份杂质等,塔顶采出的粗酒送入回收塔,粗馏塔釜采排出系统至废 醪液处理单元,部分发酵成熟醪在粗馏塔中升温后,从粗塔进料口以下采出,通过管线送入 精馏塔进料口;物料在精馏塔内进行传质操作,在此脱除水、有机酸和重组份杂质等,精馏塔 釜采排出至废醪液处理单元,操作压力(绝对压力)为0.1〜0.6MPa,塔顶汽相部分采出的高 浓度酒精至分子筛吸附塔,其余部分采出的高浓度酒精至粗塔再沸器,冷凝后回流;来自粗 塔的粗酒在回收塔内进行传质操作,在此脱除水等杂质,浓縮回收酒精,操作压力(绝对压力) 为0. 3〜0. 8MPa,塔顶得到的高浓度酒精馏分部分回流,部分顶采至精馏塔上部进料口 ,回收 塔釜采的部分废水冷却后送至发酵单元的C02洗涤塔,剩余部分废水直接送至液化醪制备单元 拌料使用;精馏塔塔顶采出的高浓度的接近共沸组成的酒精蒸汽部分送至分子筛吸附塔,经 分子筛等脱水剂的吸附作用除去残余水份,再通过冷凝冷却后,最终获得到含水量小于0.8 % (V%)的燃料乙醇产品,吸附操作压力(绝对压力)为0. 1〜0.6MPa,吸附再生汽冷凝后送 至回收塔。粗馏塔、精馏塔和回收塔内部结构可以采用板式、填料以及板式和填料的复合结构,吸 附塔中的吸附剂可以是硅铝型分子筛,可选择的分子筛为A型、X型、丝光沸石型、ZSM型等。 4.废醪液处理单元酒精生产废醪液处理过程参见4一废醪液处理单元流程图。废醪液处理单元采用气流干 燥、清液多效蒸发和蒸发凝液厌氧耗氧等装置处理酒精生产过程产生的废醪液,回收其中有 价值的产品,实现酒精生产过程中不添加新鲜工艺水,新鲜工艺水消耗量为零的清洁生产目 标0来自精馏脱水单元的废醪液经过固液分离装置实现液固分离,分离后的湿糟送至气流干 燥装置,分离后的清液送至清液多效蒸发装置。 气流干燥装置包括热风炉和换热器等。热风炉使用的燃料包括:木薯干糟、煤、沼气、 天然气和燃料油等,热风炉燃烧产生的高温烟道气通过换热器将气流干燥装置的干燥循环汽 加热到200〜70(TC后用于干燥湿糟,通过气流干燥得到水分含量小于12%的蛋白饲料,对于 木薯原料等附加值较小的干糟,也可以通过调整工艺参数,得到水分含量约20%的干糟作为燃料使用。气流干燥装置排出的蒸汽温度为100〜200°C,进入多效蒸发装置浓縮清液,蒸发装置的 蒸发效数为2〜6效,清液多效蒸发装置排出的浓浆与固液分离装置排出的湿糟混合后,进入 气流干燥装置生产蛋白饲料,产生的蒸发凝水部分送至液化醪制备单元,用于粉浆拌料,剩 余的蒸发凝水COD约为2000〜3000 mg/L,送至工艺水厌氧好氧的生化处理装置。在厌氧好氧的生化处理装置,蒸发凝水首先送至中和池,添加碱(如氢氧化钠和氢氧化 钙等)调整pH值至4〜5,再送入冷却塔冷却后将蒸发凝水温度控制至35〜56'C,送至厌氧 罐;厌氧罐采用高效率颗粒污泥,厌氧处理后的蒸发凝水从罐顶溢流至好氧池,厌氧罐排出 的沼气通过净化装置处理后,送入热风炉燃烧利用,废水厌氧操作处理指标COD约为100〜 200 mg/L;经过厌氧工段处理的蒸发凝水再通过好氧池处理后,送入沉淀池,污泥送入脱水 机脱水后作为肥料出售,溢流出的蒸发凝水COD指标控制指标小于100mg/L;经过厌氧和好 氧处理过的蒸发凝水再送至膜超滤净化装置进一步脱杂净化处理,处理后的蒸发凝水全部用 作酒精生产过程中的循环冷却水的补水,富含杂质的水再返回厌氧罐处理。本发明通过气流干燥、清液多效蒸发、蒸发凝液厌氧耗氧和膜超滤净化等装置多手段处 理酒精生产过程产生的废醪液,回收其中有价值的产品,蒸发凝水部分送至液化醪制备单元 拌料,剩余的蒸发凝水经过厌氧好氧处理,以及膜超滤净化装置进一步脱杂净化处理,全部 用作酒精生产过程中的循环冷却水的补水。本发明由于对工艺废水采用了合理的处理方案, 实现了燃料乙醇生产中工艺废水的零排放。附图说明图l:液化醪制备单元流程图; 图2:发酵单元流程图; 图3:精馏脱水单元流程图; 图4:废醪液处理单元流程图。具体实施方式实施例1:以木薯为原料采用图l、图2、图3和图4所示的生产方法进行燃料乙醇的生产。 将淀粉含量为68%的木薯原料,处理能力为7.5吨/小时清理脱杂后粉碎,粉碎后的原 料加拌料水制成粉浆送至粉浆罐,拌料水为自C02洗涤塔的洗涤水、精馏脱水单元的回收塔釜 采废水,以及来自废液处理单元的蒸发凝水,加入量共计17. 7吨/小
料,进行预液化操作,通过蒸汽控制预液化温度为6(TC。物料在预液化罐内停留约20分钟后,同时流加淀粉酶0. 3公斤/小时,用粉浆泵送至液化喷射液化器,喷射液化器通过控制水蒸气的量控制物料加热温度,喷射器出口物料温度控制到105°C,粉浆温度升高到设定的温度后,送至维持罐中停留5分钟后,物料进入到液化 醪闪蒸降温装置,通过真空度控制液化醪的闪蒸温度为8(TC,闪蒸汽送至粉浆罐预热粉浆, 降温后的料液进入到液化罐。料液在液化罐内停留60分钟,同时向液化罐内流加淀粉酶0.6 公斤/小时,通过搅拌器使淀粉酶与料液混合均匀,进行液化操作。完成液化操作的液化醪通过两级冷却,第一级冷却介质为来自发酵单元的发酵成熟醪, 以及C02洗涤塔的洗涤水。C02洗涤塔洗涤水预热后送至液化醪制备单元拌料,自发酵单元的 发酵成熟醪预热后送精馏脱水单元。第二级冷却介质为温度12'C的冷却水。液化醪通过两级 冷却将温度降至3(TC。冷却后的液化醪部分送入酒母扩培罐,部分送至发酵罐,同时采用计 量泵流加营养盐、糖化酶和硫酸溶液等辅助材料。酒精发酵采用同步糖化发酵工艺,操作方式为间歇发酵工艺,整个系统主要由6个发酵 罐、成熟醪池和C02洗涤塔等组成。将活化后的酒母发入酒母扩培罐中,同时加入液化醪,向 罐内连续通入适量无菌空气,在扩培温度3(TC的条件下进行培养,在酵母细胞数达要求后, 连续向发酵罐供料,而酵母扩培罐继续添加液化醪。发酵罐控制温度3(TC,成熟醪酒度发酵 要求后,经成熟醪泵,并通过液化醪第一级冷却器预热后,向精馏脱水单元连续供应,发酵成 熟醪酒度达到12% (V/V%)。酒精发酵过程排出的C02引入C02洗涤塔,洗涤水为来自酒精精馏 脱水单元的精馏冷却废水和废液处理单元的回用水,C02洗涤塔的洗涤水和拌料一次水混合后,送至液化醪制备单元也用于冷却液化醪,升温后用于拌料。自发酵单元的发酵成熟醪进入粗馏塔,操作压力(绝对压力)为0.02MPa,塔顶采出的粗酒凝液进入回收塔,粗馏塔釜采排出系统至废醪液处理单元,塔中部采出送入精馏塔,精馏塔釜 采排出至废醪液处理单元,操作压力(绝对压力)为0.3MPa,塔顶汽相采出至分子筛吸附塔。 物料在回收塔内进行传质操作,操作压力(绝对压力)为0. 7MPa,塔顶得到的高浓度乙醇顶采 至精馏塔,回收塔釜采部分冷却后送至发酵单元的C02洗涤塔,部分直接送至液化醪制备单元 拌料使用。精馏塔塔顶采出送至分子筛吸附塔,吸附操作压力(绝对压力)为0.3MPa,经分子 筛的吸附作用除去残余水份,再通过冷凝冷却后,最终获得到含水量为0. 4% (V/V)的燃料乙 醇产品,产品量为2.5吨/小时,吸附再生汽冷凝后送至回收塔。粗馏塔、精馏塔和回收塔内部结构采用板式结构,吸附塔中的吸附剂为3A型分子筛,精 馏脱水单元采用了多效热耦合技术。回收塔采用新鲜蒸汽加热,塔顶物料蒸汽则作为精馏塔 再沸器的加热介质,精馏塔塔顶的物料蒸汽又作为粗馏塔再沸器的加热介质,从而使燃料乙 醇的精馏脱水过程的能耗大幅下降,生产吨燃料乙醇产品的主工艺流程(包括液化醪制备、 发酵和精馏脱水单元)的蒸汽消耗2.2吨。该生产方法得到的燃料乙醇产品理化指标见表1,满足燃料乙醇产品的国家标准GB18350 —2001表1
<table>table see original document page 9</column></row> <table>来自精馏脱水单元的废醪液,经过板框过滤机实现液固分离,物湿糟送至气流干燥装置, 清液送至清液多效蒸发装置。气流干燥装置的热风炉使用的燃料为厌氧罐排出的沼气,木薯干糟作为补充燃料,热风炉产生的高温烟道气通过换热器将气流干燥装置的干燥循环汽加热到60(TC后用于干燥湿糟, 得到水分含量小于12%的木薯干糟蛋白词料,产量为2.3吨/小时,也可以同时通过调整工 艺参数,得到水分含量约20%的木薯干糟燃料。气流干燥装置排出的蒸汽温度为13(TC,进 入多效蒸发装置浓縮清液,蒸发装置的蒸发效数为5效,多效蒸发装置排出的浓浆与湿糟混 合后进入气流干燥装置,产生的蒸发凝水部分送至醪液制备单元用于粉浆拌料,剩余的蒸发 凝水送至废水厌氧好氧的生化处理装置。蒸发凝水送至废水厌氧好氧的生化处理装置送至废水厌氧好氧的生化处理装置,首先送 至中和池,添加氢氧化钠,调整pH值至4.5,再送入冷却塔冷却后将蒸发凝水温度控制至38 °C,送至厌氧罐。庆氧罐采用高效率颗粒污泥,厌氧处理后的蒸发凝水从灌顶溢流至好氧池, 厌氧罐排出的沼气通过净化装置处理后,送入热风炉燃烧利用,蒸发凝水厌氧操作处理指标 COD约为150 mg/L,来自厌氧工段的蒸发凝水通过好氧池处理后,送入沉淀池,污泥送入脱 水机脱水后作为肥料出售,溢流出的蒸发凝水COD指标控制指标小于100mg/L,经过厌氧和 好氧处理过的蒸发凝水送至膜超滤净化装置进一步脱杂净化处理,处理后的蒸发凝水全部用 作酒精生产过程中的循环冷却水的补水,实现木薯酒精生产中工艺污水的零排放。实施例2:以玉米为原料采用图l、图2、图3和图4所示的生产工艺进行燃料乙醇的生产。 将淀粉含量为63%的玉米原料,处理能力为9.3吨/小时清理脱杂后粉碎,粉碎后的原 料加拌料水制成粉浆送至粉浆罐,拌料水为自C02洗涤塔的洗涤水、精馏脱水单元的回收塔釜 采废水,以及来自废液处理单元的蒸发凝水,加入量共计27吨/小时。在粉浆罐中通过液化 醪闪蒸降温产生的蒸汽进行预热。预热后的粉浆送至预液化罐,流加淀粉酶等辅助材料,进 行预液化操作,通过蒸汽控制预液化温度为65'C。
物料在预液化罐内停留约40分钟后,同时流加淀粉酶0.7公斤/小时,用粉桨泵送至液 化喷射液化器,喷射液化器通过控制水蒸气的量控制物料加热温度,喷射器出口物料温度控 制到10(TC,粉浆温度升高到设定的温度后,送至维持罐中停留30分钟后,物料进入到液化 醪闪蒸降温装置,通过真空度控制液化醪的闪蒸温度为9(TC,闪蒸汽送至粉浆罐预热粉浆, 降温后的料液进入到液化罐。料液在液化罐内停留120分钟,同时向液化罐内流加淀粉酶1. 8 公斤/小时,通过搅拌器使淀粉酶与料液混合均匀,进行液化操作。完成液化操作的液化醪通过两级冷却。第一级冷却介质为来自发酵单元的发酵成熟醪, 以及C02洗涤塔的洗涤水,C02洗涤塔洗涤水预热后送至液化醪制备单元拌料,自发酵单元的 发酵成熟醪预热后送精馏脱水单元。第二级冷却介质为温度低于25'C的冷却水。液化醪通过 两级冷却将温度降至34'C。冷却后的液化醪部分送入酒母扩培罐,部分送至发酵罐,同时采 用计量泵流加营养盐、糖化酶和硫酸溶液等辅助材料。酒精发酵采用同步糖化和发酵工艺,操作方式为连续发酵工艺,整个系统主要由6个发 酵罐、成熟醪池和C02洗涤塔等组成。将活化后的酒母发入酒母扩培罐中,同时加入液化醪, 向罐内连续通入无菌空气,在扩培温度32'C的条件下进行培养,在酵母细胞数达要求后,连 续向发酵罐供料,而酵母扩培罐继续添加液化醪。发酵罐控制温度34'C,成熟醪酒度达到发 酵要求后,经成熟醪泵,并通过液化醪第一级冷却器预热后,向精馏脱水单元连续供应发酵 成熟醪,发酵成熟醪酒度达到15% (V/V%)。酒精发酵过程排出的C02引入C02洗涤塔,洗涤水 为来自酒精精馏脱水单元的精馏冷却废水,完成洗涤后送至液化醪制备单元也用于冷却液化 醪,洗涤水升温后用于拌料。自发酵单元的发酵成熟醪进入粗馏塔,操作压力(绝对压力)为0. lMPa,塔顶采出的粗酒凝液通过管线进入回收塔,粗馏塔釜采排出至废醪液处理单元,塔中部采出的醪液送入精馏塔, 精馏塔釜采排出至废醪液处理单元,操作压力(绝对压力)为0.3MPa,塔顶汽相采出的高浓度 酒精蒸汽至分子筛吸附塔。来自粗塔的物料在回收塔内进行传质操作,操作压力(绝对压力) 为0.6MPa,塔顶得到的高浓度乙醇馏分顶采回收至精馏塔,回收塔釜采部分冷却后送至发酵 单元的C02洗涤塔,部分直接送至液化醪制备单元拌料使用。精馏塔塔顶釆出送至分子筛吸附 塔,吸附操作压力(绝对压力)为0.3MPa,经分子筛的吸附作用除去残余水分,再通过冷凝冷 却后,最终获得到含水量为0.2% (V/V)的燃料乙醇产品,产品量为3.7吨/小时,吸附再生 汽冷凝后送至回收塔。粗馏塔、精馏塔和回收塔釆用填料和板式复合结构,吸附塔中的吸附剂为4A型分子筛, 精馏脱水单元采用了多效热耦合技术。回收塔采用水蒸汽加热,塔顶物料蒸汽则作为精馏塔 再沸器的加热介质,精馏塔塔顶的物料蒸汽又作为粗馏塔再沸器的加热介质,从而使燃料乙 醇的精馏脱水过程的能耗大幅下降,生产吨燃料乙醇产品的主工艺流程(包括液化醪制备、 发酵和精馏脱水单元)的蒸汽消耗约1. 9吨。该生产方法得到的燃料乙醇产品理化指标见表2,满足燃料乙醇产品的国家标准GB18350 一2001。表2<table>table see original document page 11</column></row> <table>来自精馏脱水单元的废醪液,经过卧螺离心机实现液固分离,物湿糟送至气流干燥装置, 清液送至清液多效蒸发装置。。气流干燥装置的热风炉使用的燃料为厌氧罐排出的沼气,煤作为补充燃料,热风炉产生的高温烟道气通过换热器将气流干燥装置的干燥循环汽加热到50(TC后用于干燥湿糟,得到 水分含量小于12%的蛋白饲料,蛋白含量为29%,产量为3.3吨/小时。气流干燥装置排出 的蒸汽温度为ll(TC,进入多效蒸发装置浓縮清液,蒸发装置的蒸发效数为4效,多效蒸发 装置排出的浓浆与湿糟混合后进入气流干燥装置,产生的蒸发凝水部分回配用于粉浆拌料, 剩余的蒸发凝水送至废水厌氧好氧的生化处理装置。蒸发凝水送至废水厌氧好氧的生化处理装置,首先送至中和池,添加氢氧化钙,调整pH 值至4.8,再送入冷却塔冷却后将废水温度控制至55°C,送至厌氧罐。厌氧罐采用高效率颗 粒污泥,厌氧处理后的蒸发凝水从灌顶溢流至好氧池,厌氧罐排出的沼气通过净化装置处理 后,送入热风炉燃烧利用,蒸发凝水厌氧操作处理指标COD约为120 mg/L,来自厌氧工段的 蒸发凝水通过好氧池处理后,送入沉淀池,污泥送入脱水机脱水后作为肥料出售,溢流出的 蒸发凝水COD指标控制指标小于100mg/L,经过厌氧和好氧处理过的蒸发凝水再送至膜超滤 装置,进一步脱杂净化处理后的蒸发凝水全部用于补充酒精生产过程的循环水,实现了木薯 酒精生产中工艺废水的零排放。本发明公开和提出的装置、方法和制备技术,本领域技术人员可通过借鉴本文内容,适 当改变原料、工艺参数、结构设计等环节实现。本发明的方法与技术已通过较佳实施例子进 行了描迷,相关技术人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的方法和技 术进行改动或适当变更与组合,来实现本发明技术。特别需要指出的是,所有相类似的替换 和改动对本领域技术人员来说是显而易见的,他们都被视为包括在本发明精神、范围和内容中°

Claims (7)

1.一种燃料乙醇生产方法,包括液化醪制备、发酵、精馏脱水和废醪液处理四个生产单元,其特征为:液化醪制备单元的拌料水为发酵单元的CO2洗涤塔的洗涤水、精馏脱水单元的回收塔釜采废水和废液处理单元的部分蒸发凝水,这些水通过管线送入液化醪制备单元的拌料器。
2. 如权利要求1所述的燃料乙醇生产方法,其特征是所述的液化醪制备单元,喷射器 液化后的液化醪进入到液化醪闪蒸罐降温,产生的闪蒸汽通过管线送至粉桨罐加热 粉浆。
3. 如权利要求1所述的燃料乙醇生产方法,其特征是所述的液化醪制备单元,温度为 8CTC〜10(TC的液化醪通过管线送入换热器冷却降温,部分冷却介质为C02洗涤塔 的洗涤水,通过换热器加热后的C02洗涤塔的洗涤水,通过管线送至液化醪制备单元的拌料器用于拌料。
4. 如权利要求1的一种燃料乙醇生产方法的生产装备,其特征是精馏脱水生产单元包 括粗塔、精馏塔、回收塔和分子筛吸附塔。
5. 如权利要求4所述的燃料乙醇生产装备的操作方法,其特征是所述的操作方法为: 发酵成熟醪进料通过管线分成两部分,分别送至粗塔和精馏塔,仅在回收塔塔釜通 入新鲜蒸汽加热,回收塔塔顶产生的物料蒸汽通过管线送至精馏塔再沸器,加热精 馏塔,精馏塔塔顶的部分物料蒸汽通过管线送至粗馏塔再沸器,加热粗馏塔,剩余 的精馏塔塔顶的物料蒸汽通过管线送至分子筛吸附塔进行脱水操作。
6. -如权利要求5所述的燃料乙醇生产装备的操作方法,,其特征为:回收塔操作绝对压力为0. 3〜0. 8 MPa,精馏塔操作绝对压力为0.1〜0. 6 MPa;粗馏塔操作绝对压 力为O. 005〜0. 4MPa。
7. 如权利要求1所述的燃料乙醇生产方法,其特征是所述的废醪液处理单元,气流干 燥装置排出的蒸汽温度为100〜20(TC,蒸汽通过管线送入多效蒸发装置,用来浓 縮清液;清液经多效蒸发装置浓縮后排出的浓浆与固液分离装置排出的湿糟混合 后,进入气流干燥装置干燥脱水,多效蒸发装置产生的蒸发凝水通过管线部分送至 液化醪制备单元,用于粉浆拌料,剩余的蒸发凝水通过管线送至送至厌氧罐处理; 厌氧处理后的蒸发凝水从罐顶溢流至好氧池,厌氧罐排出的沼气通过净化装置处理 后,送入热风炉燃烧利用;经过好氧处理过的蒸发凝水再通过管线送至膜超滤净化 装置进一步脱杂处理,处理后的蒸发凝水全部用作酒精生产过程中的循环冷却水的 补水,富含杂质的水通过管线再返回厌氧罐处理。
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