CN102665843B - 用于醇回收和釜馏物副产物浓缩的系统及方法 - Google Patents

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Abstract

从发酵的进料中分离醇(并且具体为丁醇)并将稀釜馏物浓缩为糖浆的系统和方法，其包括利用蒸汽供给的热量运转一个或更多个醇回收蒸馏塔，所述蒸汽由多列、多效蒸发系统中的稀釜馏物的浓缩产生。

Description

用于醇回收和釜馏物副产物浓缩的系统及方法
相关申请的交叉引用
本专利申请要求提交于2009年12月21日的美国临时申请61/288,439的优先权，该专利全文以引用方式并入本文。
发明领域
本发明涉及用于回收发酵工艺中产生的醇并浓缩釜馏物副产物的方法，具体地，涉及利用蒸发釜馏物副产物中的水所产生的余热回收醇。
发明背景
燃料级醇生产方法(例如乙醇的生产)通常包括水与研磨谷物的混合物的发酵，所述发酵的混合物的蒸馏，以回收作为顶部产物的醇和蒸馏室底部副产物，所述副产物包括谷物固体和溶解的固体在水中的稀釜馏物。蒸馏室副产物通常通过蒸发来自其的水进行浓缩，以生产含可溶物的干酒糟(DDGS)，其为一种用于牲畜的重要饲料。
为了使燃料级醇的生产更经济，希望在醇生产工艺中减少操作多个步骤所需的外部能量和水。这可如下实现：例如通过整合一个单元操作的余热作为用于工艺中另一个单元操作的热源，流程间的热交换，以及回收废水物流使其返回到工艺中。例如，授予Vander Griend的美国专利公开7,297,236描述了一种乙醇生产方法，其中由浓缩稀釜馏物产生的蒸汽能够为发酵混合物的蒸馏操作提供热量。
在描述于美国专利公开7,297,236中的乙醇生产方法中，四个第一效蒸发器和四个第二效蒸发器的串联排列浓缩稀釜馏物，并且来自第二效蒸发器的第二效蒸汽用于使工艺中的蒸馏部分运转。包括四个第一效蒸发器和四个第二效蒸发器的示例性常规干磨乙醇工厂100(如美国专利公开7,297,236中所述)的概况将参照图1进行描述。如图1所示，乙醇工厂100包括发酵部分110，其中热水104和研磨谷物102(例如玉米)在发酵罐内被混合成糊状物，蒸煮并用酵母发酵以得到发酵的进料106。发酵的进料可被送到脱气装置(未示出)以去除任何不可冷凝的气体并随后在啤酒塔120分离成塔顶富含乙醇的蒸气108(例如120度)和啤酒塔底物116。来自脱气装置的不可冷凝的气体可被进一步加工以回收任何作为冷凝物(未示出)可反馈到啤酒塔120的乙醇，以及送往涤气器(未示出)的气体。涤气器水(未示出)可循环到所述工艺的发酵部分110。
来自啤酒塔120的富含乙醇的蒸气108进入精馏塔130，其中具有更高浓度乙醇(例如190度)的乙醇蒸气作为塔顶馏出的蒸气110产生。在发酵部分110中加热研磨谷物和水产生的蒸汽129也可喂入到精馏塔的提馏部分以有助于在塔底提馏液体中的乙醇。190度乙醇蒸气110被冷凝并用分子筛内的部分140处的加热器脱水以生产高等级的乙醇蒸气产物112(例如199.5度)。乙醇蒸气产物112随后可用冷却器/冷凝器145冷却并冷凝以生产液体乙醇产物112″。分子筛可通过除去吸收的水再生，所述吸收的水可包含一些乙醇。去除的水可通过再生冷却器/冷凝器(未示出)冷却/冷凝并通过再生物流114返回到精馏塔130。如果不可冷凝气体存在于精馏塔中，则这些气体可被回收并送到涤气器(未示出)。
来自啤酒塔120的包含大部分水、溶解的物质和研磨谷物的未发酵的固体的啤酒塔底物116可被送到离心机160并分离成已知为酒糟172的大部分固体组分和已知为稀釜馏物118的大部分液体组分。稀釜馏物的一部分118′可在发酵部分110处再次引入到发酵的混合物中，并且残留物被送到工厂的蒸发部分150。在蒸发部分150中，水从稀釜馏物118中蒸发以产生糖浆158。蒸发部分包括四个串联连接(通过相应的管线157)的第一效蒸发器151、152、153和154以及四个串联连接(通过相应的管线157)的第二效蒸发器161、162、163和164。第一效中的最初三个蒸发器151、152和153的工作原理是利用工厂蒸汽(plant stream)190作为热源来蒸发稀釜馏物中的水，并且第四个第一效蒸发器154利用取自乙醇蒸气产物物流112的乙醇蒸气112′来运转。第一效蒸发器逐渐蒸发稀釜馏物的水以产生中间釜馏物156。中间釜馏物156被送至第一个第二效蒸发器161，随后串联送到后续的第二效蒸发器162、163和164，所述蒸发器逐渐蒸发中间釜馏物的水以产生糖浆158。糖浆158可在混合器170中添加到酒糟172上以产生混合进料174，其在酒糟烘干机中180中干燥以得到DDGS。
第二效蒸发器利用第一效蒸发器中产生的第一效蒸汽192来运转。在第二效蒸发器中产生的第二效蒸汽194被递送以为啤酒塔120的运转提供热量。来自蒸发器的蒸汽冷凝水通过冷凝水管线(未示出)排放，并且可被加热并循环到工艺的发酵部分110。美国专利公开7,297,236描述了在通向蒸发器的多根管线上提供阀门，以便四个第一效蒸发器151、152、153和154中的任何一个以及四个第二效蒸发器161、162、163和164中的任何一个可离线或绕过用于维修。
在对于其它醇的回收工艺中，如美国专利公开7,297,236中所述的第二效蒸汽的利用可能不是有效的余热整合。此外，其它醇的生产可能不会产生过热的醇蒸气产物，所述蒸气产物可如同乙醇工厂200和美国专利公开7,297,236中所述的乙醇工艺中被整合为用于蒸发器的热源。例如，丁醇为具有多种用途的醇，例如用作燃料添加剂，用作柴油燃料的共混组分，在塑料工业中用作化学原料，以及在食品和香料工业中用作食品级萃取剂。丁醇有利地作为燃料或燃料添加剂，因为其具有高于乙醇的能量密度并且在标准内燃机中燃烧时仅仅生成CO2和极少或无SOX或NOX。另外，丁醇的腐蚀性不及乙醇，是目前为止最优选的燃料添加剂。每年，通过石化方法生产出100亿至120亿磅丁醇。随着对丁醇的预期需求增加，对通过发酵由可再生资源如玉米、甘蔗或纤维质给料生产丁醇的关注不断增加。
对于给定的研磨谷物载荷，丁醇生产可不如乙醇生产节能。丁醇生产工艺中的发酵混合物通常具有较低浓度的丁醇，这是由于丁醇对发酵罐中丁醇生产微生物的毒性。在生产丁醇的发酵工艺中，就地产物移出有利地降低了丁醇对微生物的抑制，并且通过控制发酵混合物中的丁醇浓度来改善发酵速率。就地产物移出技术包括汽提、吸附、全蒸发、膜溶剂萃取和液-液萃取。在液-液萃取中，使萃取剂与发酵混合物接触以使丁醇在发酵液与萃取相之间分配。由分离过程例如通过蒸馏，回收丁醇和萃取剂。在回收过程中，丁醇还能够与任何水、不可冷凝气体、和/或发酵副产物分离，所述发酵副产物通过使用萃取剂可能已从发酵液中移除。因此，丁醇生产可包括乙醇生产中不存在的单元操作，用于由含丁醇的萃取相回收丁醇。此外，在丁醇生产中，丁醇回收工艺的蒸馏部分可不产生热丁醇蒸气产物。此外，第二效蒸汽可具有比操作用于丁醇回收的蒸馏塔所需要的更多热量。
所需要的为用于回收醇的节能同时在操作中仍很灵活的系统和方法，所述醇更具体地为丁醇。本专利申请满足这些及其它优点，并提供另外相关优点，如通过以下实施方案的描述将显而易见的。
发明概述
本发明提供利用蒸馏从发酵的进料中回收醇并利用附加蒸发器以可供选择的构型将稀釜馏物副产物浓缩为糖浆的系统和方法，所述构型不同于以相似规模存在于现有的乙醇工厂的那些。在一个实施方案中，本发明提供有效地利用釜馏物副产物浓缩产生的余热从萃取剂中回收丁醇的系统和方法。在一个实施方案中，本发明提供从发酵的进料中分离醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的方法。所述方法包括在压力维持低于大气压的啤酒塔中，分离发酵的进料的至少一部分以产生：(i)富含醇的蒸气和(ii)包括稀釜馏物的贫含醇的啤酒塔底物。
因此，本文提供了从发酵的进料中分离醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的方法，包括：在压力维持低于大气压的啤酒塔中，分离发酵的进料的至少一部分以产生：(i)富含醇的蒸气和(ii)包括稀釜馏物的贫含醇的啤酒塔底物；利用至少两个串联布置的第一效蒸发器，从所述稀釜馏物中蒸发水以产生第一中间釜馏物和第一效蒸汽；利用至少两个串联布置的第二效蒸发器，利用来自所述第一效蒸汽的热量从所产生的第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二中间釜馏物和第二效蒸汽；利用至少一个第三效蒸发器，利用来自所述第二效蒸汽的热量从所产生的第二中间釜馏物中蒸发水以产生糖浆；以及利用由最后一效蒸发器产生的最后一效蒸汽的至少一部分来供给热量以用于在所述啤酒塔中蒸馏所述发酵的进料。在实施方案中，所述方法包括三效，所述三效包括三个串联布置的第一效蒸发器、三个串联布置的第二效蒸发器和三个串联布置的第三效蒸发器。在实施方案中，所述方法包括四效，所述四效包括两个串联布置的第一效蒸发器、两个串联布置的第二效蒸发器、两个串联布置的第三效蒸发器，并且还包括两个串联布置的第四效蒸发器。在实施方案中，所述方法包括三效，所述三效包括四个串联布置的第一效蒸发器、四个串联布置的第二效蒸发器和至少一个第三效蒸发器。在实施方案中，所述方法包括二至四个串联布置的第三效蒸发器。在实施方案中，在所述啤酒塔中由发酵的进料蒸馏出的富含醇的蒸气为富含丁醇的蒸气。在实施方案中，在所述啤酒塔中由发酵的进料蒸馏出的富含醇的蒸气为富含丁醇的蒸气，并且所述发酵的进料包括溶剂。在实施方案中，所述稀釜馏物主要包括水。在实施方案中，所述稀釜馏物包括溶剂，所述溶剂包括下列中的至少一种：C12-C22脂肪醇、C12-C22脂肪酸、C12-C22脂肪酸的酯、C12-C22脂肪醛、或C12-C22脂肪酰胺。在实施方案中，所述方法还包括将所述发酵的进料分离为富含溶剂的部分和贫含溶剂的部分，所述贫含溶剂的部分为在啤酒塔中蒸馏的发酵的进料的部分；在溶剂塔中分离所述富含溶剂的部分以产生贫含溶剂且富含醇的蒸气和富含溶剂且贫含醇的液体，所述溶剂塔与所述啤酒塔并联操作并维持在低于大气压的压力下；以及利用最后一效蒸汽的一部分来供给足够的热量以用于在所述溶剂塔中蒸馏所述发酵的进料中富含溶剂的部分。在实施方案中，所述方法还包括：冷凝在所述啤酒塔中产生的富含丁醇的蒸气以产生第一富含丁醇的液体；冷凝在所述溶剂塔中产生的贫含溶剂的蒸气以产生贫含溶剂的液体；混合所述第一富含丁醇的液体和所述贫含溶剂的液体以产生包含丁醇的液体；分离所述包含丁醇的液体以产生第二富含丁醇的液体和贫含丁醇的液体；以及在蒸馏塔中蒸馏所述第二富含丁醇的液体以产生基本上100重量％丁醇的液体塔底产物。在实施方案中，所述第一效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第一效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述第二效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第二效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述第二效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第二效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述第三效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第三效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述第三效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第三效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述第四效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第三效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述方法还包括将在所述啤酒塔中产生的稀釜馏物喂入到并联的第一效蒸发器。在实施方案中，所述方法还包括利用工厂蒸汽来供给足够的热量以用于从所述第一效蒸发器内的稀釜馏物中蒸发水。
本文还提供了从发酵的进料中分离醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的系统，包括：具有接纳发酵的进料的入口的啤酒塔，所述啤酒塔具有排放富含醇的蒸气的顶部出口和排放贫含醇的啤酒塔底物的啤酒塔底物出口，所述塔底物包括酒糟和稀釜馏物，所述稀釜馏物主要包括水，以及任选地包括溶剂；浓缩所述稀釜馏物的多效蒸发系统，所述多效蒸发系统包括：从稀釜馏物中蒸发水以产生第一效蒸汽和第一中间釜馏物的一组第一效蒸发器，所述第一效蒸发器包括串联连接的至少第一个和第二个第一效蒸发器，其中所述第一个第一效蒸发器具有与啤酒塔的啤酒塔底物出口连通以接纳所述啤酒塔底物的稀釜馏物的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第一效蒸发器具有与在前第一效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第一效蒸发器中的每一个具有接纳来自蒸气源的加热蒸气的蒸气入口，每个第一效蒸发器被构造成引起所述加热蒸气与所述稀釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述稀釜馏物中蒸发以产生所述第一中间釜馏物和所述第一效蒸汽，每个第一效蒸发器具有释放所述第一效蒸汽的第一效蒸汽出口；从所述第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二效蒸汽和第二中间釜馏物的一组第二效蒸发器，所述第二效蒸发器包括串联连接的至少第一个和第二个第二效蒸发器，其中所述第一个第二效蒸发器具有连接到最后一个第一效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第二效蒸发器具有与在前第二效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第二效蒸发器中的每一个具有连接到所述第一效蒸汽出口的蒸气入口，每个第二效蒸发器被构造成引起所述第一效蒸汽与所述第一中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第一中间釜馏物中蒸发以产生第二中间釜馏物和所述第二效蒸汽，每个第二效蒸发器具有释放所述第二效蒸汽的第二效蒸汽出口；和从所述第二中间釜馏物中蒸发水以产生第三效蒸汽和糖浆的一组第三效蒸发器，所述第三效蒸发器包括串联连接的至少第一个和第二个第三效蒸发器，其中所述第一个第三效蒸发器具有连接到所述最后一个第二效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第三效蒸发器具有与在前第三效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第三效蒸发器中的每一个具有连接到所述第二效蒸汽出口的蒸气入口，每个第三效蒸发器被构造成引起所述第二效蒸汽与所述第二中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第二中间釜馏物中蒸发以产生所述糖浆和所述第三效蒸汽，每个第三效蒸发器具有释放所述第三效蒸汽的第三效蒸汽出口；以及蒸汽管线，所述蒸汽管线将所述最后一效蒸发器的最后一效蒸汽出口连接到所述啤酒塔的蒸气入口，使得所述最后一效蒸汽的至少一部分为所述啤酒塔的运转提供热量。在实施方案中，所述系统包括三效，所述三效包括三个串联布置的第一效蒸发器、三个串联布置的第二效蒸发器和三个串联布置的第三效蒸发器。在实施方案中，所述系统包括四效，所述四效包括两个串联布置的第一效蒸发器、两个串联布置的第二效蒸发器、两个串联布置的第三效蒸发器，并且还包括两个串联布置的第四效蒸发器。在实施方案中，所述系统包括三效，所述三效包括四个串联布置的第一效蒸发器、四个串联布置的第二效蒸发器和至少一个第三效蒸发器。在实施方案中，所述系统包括二至四个串联布置的第三效蒸发器。在实施方案中，所述系统包括分离器，所述分离器被构造成从所述啤酒塔底物的酒糟中分离所述稀釜馏物；啤酒塔底物管线，所述啤酒塔底物管线连接所述分离器和所述啤酒塔底物出口；和稀釜馏物管线，所述稀釜馏物管线连接所述分离器和所述第一个第一效蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述分离器为离心机或压滤机。在实施方案中，所述系统还包括连接到所述第一稀釜馏物管线的第二和第三稀釜馏物管线，所述第二个和第三个第一效蒸发器中的每一个的釜馏物入口与相应的第二和第三稀釜馏物管线连通，从而所述第一个、第二个和第三个第一效蒸发器可并联接纳来自所述分离器的稀釜馏物。在实施方案中，在所述啤酒塔内蒸气入口处的压力低于大气压。在实施方案中，所述系统还包括具有接纳包括溶剂的发酵的进料的一部分的入口的溶剂塔，所述溶剂塔具有用于排放贫含溶剂且富含醇的蒸气的顶部出口和用于富含溶剂且贫含醇的液体的塔底出口，所述溶剂塔与所述啤酒塔并联操作；以及第二蒸汽管线，所述第二蒸汽管线将所述最后一效蒸发器的最后一效蒸汽出口连接到所述溶剂塔的蒸气入口，使得所述最后一效蒸汽的一部分为所述溶剂塔的运转提供热量，其中在所述溶剂塔内蒸气入口处的压力低于大气压。在实施方案中，所述第一效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第二效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第三效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第四效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第一、第二和第三效蒸发器中的每一个具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使所述釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述啤酒塔的顶部出口排放富含丁醇的蒸气。在实施方案中，所述稀釜馏物包括溶剂，所述溶剂包括下列中的至少一种：C12-C22脂肪醇、C12-C22脂肪酸、C12-C22脂肪酸的酯、C12-C22脂肪醛、或C12-C22脂肪酰胺。在实施方案中，所述稀釜馏物包括来自发酵原料的油。
本文提供了从发酵的进料中分离醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的方法，包括：维持为低于大气压的压力下的啤酒塔中分离发酵的进料的至少一部分以产生：(i)富含醇的蒸气和(ii)包括稀釜馏物的贫含醇的啤酒塔底物；利用至少两个串联布置的第一效蒸发器，从所述稀釜馏物中蒸发水以产生第一中间釜馏物和第一效蒸汽；利用至少两个串联布置的第二效蒸发器，利用来自所述第一效蒸汽的热量从所产生的第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二中间釜馏物和第二效蒸汽；利用至少一个第三效蒸发器，利用来自所述第二效蒸汽的热量从所产生的第二中间釜馏物中蒸发水以产生糖浆；以及利用由最后一效蒸汽的至少一部分来供给热量以用于在所述啤酒塔中蒸馏所述发酵的进料。在实施方案中，所述方法包括三个串联布置的第一效蒸发器、三个串联布置的第二效蒸发器和三个串联布置的第三效蒸发器。在实施方案中，所述方法包括两个串联布置的第一效蒸发器、两个串联布置的第二效蒸发器、两个串联布置的第三效蒸发器，并且还包括两个串联布置的第四效蒸发器。在实施方案中，所述方法包括四个串联布置的第一效蒸发器、四个串联布置的第二效蒸发器和至少一个第三效蒸发器。在实施方案中，所述方法包括二至四个串联布置的第三效蒸发器。在实施方案中，在所述啤酒塔中由所述发酵的进料蒸馏出的富含醇的蒸气为富含丁醇的蒸气。在实施方案中，在所述啤酒塔中由所述发酵的进料蒸馏出的富含醇的蒸气为富含丁醇的蒸气，并且所述发酵的进料包括溶剂。在实施方案中，所述方法还包括将所述发酵的进料分离为富含溶剂的部分和贫含溶剂的部分，所述贫含溶剂的部分为在所述啤酒塔中蒸馏的发酵的进料的部分；在溶剂塔中分离所述富含溶剂的部分以产生贫含溶剂且富含醇的蒸气和富含溶剂且贫含醇的液体，所述溶剂塔与所述啤酒塔并联操作并维持在低于大气压的压力下；以及利用所述最后一效蒸汽的一部分来供给足够的热量以用于在所述溶剂塔中蒸馏所述发酵的进料中富含溶剂的部分。在实施方案中，所述稀釜馏物主要包括水。在实施方案中，所述稀釜馏物包括溶剂。在实施方案中，所述稀釜馏物包括溶剂，所述溶剂包括下列中的至少一种：C12-C22脂肪醇、C12-C22脂肪酸、C12-C22脂肪酸的酯、C12-C22脂肪醛、或C12-C22脂肪酰胺。在实施方案中，所述稀釜馏物包括来自发酵原料的油。
本文还提供了从发酵的进料中分离醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的方法，包括：在压力维持低于大气压的啤酒塔中，分离发酵的进料的至少一部分以产生：(i)富含醇的蒸气和(ii)包括稀釜馏物的贫含醇的啤酒塔底物；利用三个串联布置的第一效蒸发器，从所述稀釜馏物中蒸发水以产生第一中间釜馏物和第一效蒸汽；利用三个串联布置的第二效蒸发器，利用来自所述第一效蒸汽的热量从所产生的第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二中间釜馏物和第二效蒸汽；利用三个串联布置的第三效蒸发器，利用来自所述第二效蒸汽的热量从所产生的第二中间釜馏物中蒸发水以产生糖浆；以及利用由第三效蒸汽的至少一部分来供给热量以用于在所述啤酒塔中蒸馏所述发酵的进料。在实施方案中，所述稀釜馏物主要包括水。在实施方案中，所述稀釜馏物包括溶剂。在实施方案中，所述稀釜馏物包括来自发酵原料的油。在实施方案中，发酵原料包括溶剂，并且所述方法还包括将发酵的进料分离为富含溶剂的部分和贫含溶剂的部分，所述贫含溶剂的部分为在所述啤酒塔中蒸馏的发酵的进料的部分；在溶剂塔中分离所述富含溶剂的部分以产生贫含溶剂且富含醇的蒸气和富含溶剂且贫含醇的液体，所述溶剂塔与所述啤酒塔并联操作并维持在低于大气压的压力下；以及利用所述第三效蒸汽的一部分来供给足够的热量以用于在溶剂塔中蒸馏所述发酵的进料中富含溶剂的部分。在实施方案中，在所述啤酒塔中由所述发酵的进料蒸馏出的富含醇的蒸气为富含丁醇的蒸气。在实施方案中，所述方法还包括冷凝在所述啤酒塔中产生的富含丁醇的蒸气以产生第一富含丁醇的液体；冷凝在所述溶剂塔中产生的贫含溶剂的蒸气以产生贫含溶剂的液体；混合所述第一富含丁醇的液体和所述贫含溶剂的液体以产生包含丁醇的液体；分离所述包含丁醇的液体以产生第二富含丁醇的液体和贫含丁醇的液体；以及在蒸馏塔中蒸馏所述第二富含丁醇的液体以产生基本上100重量％丁醇的液体塔底产物。
本发明还提供了从发酵的进料中分离丁醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的方法，所述方法包括使包括水和研磨谷物的混合物发酵以产生包含丁醇的发酵的进料；将溶剂加入到所述发酵的进料中以产生包括富含溶剂相和贫含溶剂相的两相混合物；将所述富含溶剂相与所述贫含溶剂相分离；在压力维持低于大气压的啤酒塔中，蒸馏所述贫含溶剂相以产生：(i)富含丁醇的蒸气和(ii)包括稀釜馏物的贫含丁醇的啤酒塔底物，所述稀釜馏物主要包括水，在溶剂塔中蒸馏所述富含溶剂相以产生贫含溶剂且富含丁醇的蒸气和富含溶剂且贫含丁醇的液体，所述溶剂塔与所述啤酒塔并联操作并维持在低于大气压的压力下；利用三个串联布置的第一效蒸发器，从所述稀釜馏物蒸发水以产生第一中间釜馏物和第一效蒸汽；利用三个串联布置的第二效蒸发器，利用来自所述第一效蒸汽的热量从所产生的第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二中间釜馏物和第二效蒸汽；利用三个串联布置的第三效蒸发器，利用来自所述第二效蒸汽的热量从所产生的第二中间釜馏物中蒸发水以产生糖浆；利用由第三效蒸汽的一部分来供给热量以用于在所述溶剂塔中蒸馏富含溶剂相；冷凝在所述啤酒塔中产生的富含丁醇的蒸气以产生第一富含丁醇的液体；冷凝在所述溶剂塔中产生的贫含溶剂的蒸气以产生贫含溶剂的液体；混合所述第一富含丁醇的液体和所述贫含溶剂的液体以产生包含丁醇的液体；分离所述包含丁醇的液体以产生第二富含丁醇的液体和贫含丁醇的液体；以及在蒸馏塔中蒸馏所述第二富含丁醇的液体以产生基本上100重量％丁醇的液体塔底产物。在实施方案中，所述方法还包括利用第三效蒸汽的第二部分来供给热量以用于在所述啤酒塔中蒸馏所述贫含溶剂相。
在实施方案中，所述提供的方法还包括将固体与啤酒塔底物机械分离。在实施方案中，所述方法还包括干燥所述分离的固体和由蒸发稀釜馏物的水产生的糖浆以生产用于牲畜的饲料。在实施方案中，所述三个第一效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第一效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述三个第二效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第二效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述三个第二效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第二效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述三个第三效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第三效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述三个第三效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而所述剩余的第三效蒸发器继续运转。在实施方案中，所述方法还包括将在所述啤酒塔中产生的稀釜馏物喂入到并联的三个第一效蒸发器中。在实施方案中，所述方法还包括利用工厂蒸汽来供给足够的热量以用于从所述第一效蒸发器内的稀釜馏物中蒸发水。
在实施方案中，从所述第二中间釜馏物中蒸发水产生糖浆，所述糖浆具有按重量计的水浓度为稀釜馏物中按重量计的水浓度的约二分之一。在实施方案中，从所述第二中间釜馏物中蒸发水产生糖浆，所述糖浆具有按重量计的水浓度为约40％至约65％。在实施方案中，第三效蒸汽来供给足够的热量以用于在所述啤酒塔中蒸馏发酵的进料。在实施方案中，第三效蒸汽来供给足够的热量以用于在所述溶剂塔中蒸馏发酵的进料中富含溶剂的部分。
在实施方案中，所述方法还包括利用工厂蒸汽来供给热量以用于在所述啤酒塔中蒸馏发酵的进料，其中所述工厂蒸汽和所述最后一效蒸汽的至少一部分来供给足够的热量以用于在所述啤酒塔中蒸馏发酵的进料。在实施方案中，所述方法还包括利用工厂蒸汽来供给热量以用于在所述溶剂塔中蒸馏发酵的进料中富含溶剂的部分，其中所述工厂蒸汽和所述最后一效蒸汽的至少一部分来供给足够的热量以用于在所述溶剂塔中蒸馏富含溶剂的部分。
在实施方案中，通过在第一效蒸发器内蒸发稀釜馏物中的水产生的第一效蒸汽维持在约20psia的压力下，并且其中通过在第三效蒸发器内蒸发第二中间釜馏物中的水产生的第三效蒸汽维持在约9.3psia的压力下。在实施方案中，啤酒塔的顶部压力保持为约7psia。在实施方案中，啤酒塔中的压降保持为约1.5psi至约2.0psi。在实施方案中，溶剂蒸馏塔的顶部压力保持为约7psia。在实施方案中，溶剂塔中的压降保持为约1.5psi至约2.0psi。在实施方案中，通过在第三效蒸发器内蒸发第二中间釜馏物中的水产生的第三效蒸汽维持在约80℃至约95℃的温度下。
在实施方案中，通过在最后一效蒸发器内蒸发水产生的最后一效蒸汽维持在约80℃至约95℃的温度下。在实施方案中，通过在第一效蒸发器内蒸发稀釜馏物中的水产生的第一效蒸汽维持在约105℃至约115℃的温度下。
本文还提供了从发酵的进料中分离醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的系统，包括：具有接纳发酵的进料的入口的啤酒塔，所述啤酒塔具有排放富含醇的蒸气的顶部出口和排放贫含醇的啤酒塔底物的啤酒塔底物出口，所述塔底物包括酒糟和稀釜馏物，所述稀釜馏物主要包括水；浓缩所述稀釜馏物的多效蒸发系统，所述多效蒸发系统包括：从所述稀釜馏物中蒸发水以产生第一效蒸汽和第一中间釜馏物的一组第一效蒸发器，所述第一效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第一效蒸发器，其中所述第一个第一效蒸发器具有与所述啤酒塔的啤酒塔底物出口连通以接纳所述啤酒塔底物的稀釜馏物的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第一效蒸发器具有与在前第一效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第一效蒸发器中的每一个具有接纳来自蒸气源的加热蒸气的蒸气入口，每个第一效蒸发器被构造成引起所述加热蒸气与所述稀釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述稀釜馏物中蒸发以产生所述第一中间釜馏物和所述第一效蒸汽，每个第一效蒸发器具有释放所述第一效蒸汽的第一效蒸汽出口；从所述第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二效蒸汽和第二中间釜馏物的一组第二效蒸发器，所述第二效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第二效蒸发器，其中所述第一个第二效蒸发器具有连接到所述第三个第一效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第二效蒸发器具有与在前第二效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第二效蒸发器中的每一个具有连接到所述第一效蒸汽出口的蒸气入口，每个第二效蒸发器被构造成引起所述第一效蒸汽与所述第一中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第一中间釜馏物中蒸发以产生第二中间釜馏物和所述第二效蒸汽，每个第二效蒸发器具有释放所述第二效蒸汽的第二效蒸汽出口；和从所述第二中间釜馏物中蒸发水以产生第三效蒸汽和糖浆的一组第三效蒸发器，所述第三效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第三效蒸发器，其中所述第一个第三效蒸发器具有连接到所述第三个第二效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第三效蒸发器具有与在前第三效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第三效蒸发器中的每一个具有连接到所述第二效蒸汽出口的蒸气入口，每个第三效蒸发器被构造成引起所述第二效蒸汽与所述第二中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第二中间釜馏物中蒸发以产生所述糖浆和所述第三效蒸汽，每个第三效蒸发器具有释放所述第三效蒸汽的第三效蒸汽出口；以及蒸汽管线，所述蒸汽管线将所述第三效蒸发器的第三效蒸汽出口连接到所述啤酒塔的蒸气入口，使得所述第三效蒸汽的至少一部分为所述啤酒塔的运转提供热量。在实施方案中，所述系统还包括：分离器，所述分离器被构造成从所述啤酒塔底物的酒糟中分离所述稀釜馏物；啤酒塔底物管线，所述啤酒塔底物管线连接所述分离器和所述啤酒塔底物出口；和稀釜馏物管线，所述稀釜馏物管线连接所述分离器和所述第一个第一效蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述分离器为离心机或压滤机。在实施方案中，所述系统还包括连接到所述第一稀釜馏物管线的第二和第三稀釜馏物管线，所述第二个和第三个第一效蒸发器中的每一个的釜馏物入口与相应的第二和第三稀釜馏物管线连通，从而所述第一个、第二个和第三个第一效蒸发器可并联接纳来自分离器的稀釜馏物。在实施方案中，在所述啤酒塔内蒸气入口处的压力低于大气压。在实施方案中，所述系统还包括：具有接纳包括溶剂的发酵的进料的一部分的入口的溶剂塔，所述溶剂塔具有用于排放贫含溶剂且富含醇的蒸气的顶部出口和用于富含溶剂且贫含醇的液体的塔底出口，所述溶剂塔与所述啤酒塔并联操作；以及第二蒸汽管线，所述第二蒸汽管线将所述第三效蒸发器的第三效蒸汽出口连接到所述溶剂塔的蒸气入口，使得所述第三效蒸汽的一部分为所述溶剂塔的运转提供热量，其中在蒸气入口的溶剂塔中的压力低于大气压。在实施方案中，所述第一效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第二效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第三效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第一、第二和第三效蒸发器中的每一个具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，啤酒塔的顶部出口排放富含丁醇的蒸气。
本文还提供了从发酵的进料中分离丁醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的系统，包括：分离器，所述分离器被构造成将包含丁醇和溶剂的发酵的进料分离为富含溶剂的部分和贫含溶剂的部分；流动连接到分离器上并具有接纳发酵的进料中贫含溶剂的部分的入口的啤酒塔，所述啤酒塔具有排放富含丁醇的蒸气的顶部出口和排放贫含丁醇的啤酒塔底物的啤酒塔底物出口，所述塔底物包括酒糟和稀釜馏物，所述稀釜馏物主要包括水；流动连接到分离器上并具有接纳发酵的进料中富含溶剂的部分的入口的溶剂塔，所述溶剂塔具有用于排放贫含溶剂且富含丁醇的蒸气的顶部出口和用于排放富含溶剂且贫含丁醇的液体的塔底出口；流动连接到啤酒塔的啤酒塔底物出口上的第二分离器，其中所述第二分离器被构造成从啤酒塔底物中的酒糟中分离稀釜馏物；流动连接到第二分离器上并被构造成将稀釜馏物浓缩为糖浆的多效蒸发系统，所述多效蒸发系统包括：从所述稀釜馏物中蒸发水以产生第一效蒸汽和第一中间釜馏物的一组第一效蒸发器，所述第一效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第一效蒸发器，其中所述第一个第一效蒸发器具有与所述啤酒塔的啤酒塔底物出口连通以接纳所述啤酒塔底物的稀釜馏物的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第一效蒸发器具有与在前第一效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第一效蒸发器中的每一个具有接纳来自蒸气源的加热蒸气的蒸气入口，每个第一效蒸发器被构造成引起所述加热蒸气与所述稀釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述稀釜馏物中蒸发以产生所述第一中间釜馏物和所述第一效蒸汽，每个第一效蒸发器具有释放所述第一效蒸汽的第一效蒸汽出口；从所述第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二效蒸汽和第二中间釜馏物的一组第二效蒸发器，所述第二效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第二效蒸发器，其中所述第一个第二效蒸发器具有连接到所述第三个第一效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第二效蒸发器具有与在前第二效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第二效蒸发器中的每一个具有连接到所述第一效蒸汽出口的蒸气入口，每个第二效蒸发器被构造成引起所述第一效蒸汽与所述第一中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第一中间釜馏物中蒸发以产生第二中间釜馏物和所述第二效蒸汽，每个第二效蒸发器具有释放所述第二效蒸汽的第二效蒸汽出口；和从所述第二中间釜馏物中蒸发水以产生第三效蒸汽和糖浆的一组第三效蒸发器，所述第三效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第三效蒸发器，其中所述第一个第三效蒸发器具有连接到所述第三个第二效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第三效蒸发器具有与在前第三效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第三效蒸发器中的每一个具有连接到所述第二效蒸汽出口的蒸气入口，每个第三效蒸发器被构造成引起所述第二效蒸汽与所述第二中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第二中间釜馏物中蒸发以产生所述糖浆和所述第三效蒸汽，每个第三效蒸发器具有释放所述第三效蒸汽的第三效蒸汽出口；蒸汽管线，所述蒸汽管线将所述第三效蒸发器的第三效蒸汽出口连接到所述溶剂塔的蒸气入口，使得所述第三效蒸汽的一部分为所述溶剂塔的运转提供热量，其中在所述溶剂塔内蒸气入口处的压力低于大气压；流动连接到啤酒塔的顶部出口和溶剂塔的顶部出口的冷凝器，所述冷凝器冷凝富含丁醇且贫含溶剂的蒸气以产生包含丁醇的液体；流动连接到冷凝器的滗析器，所述滗析器分离包含丁醇的液体以产生富含丁醇的液体和贫含丁醇的液体；以及流动连接到滗析器的蒸馏塔，所述蒸馏塔被构造成蒸馏富含丁醇的液体以产生基本上100重量％的丁醇，所述蒸馏塔具有排放大致100重量％丁醇的塔底出口。在实施方案中，所述系统还包括第二蒸汽管线，所述第二蒸汽管线将所述第三效蒸发器的第三效蒸汽出口连接到所述啤酒塔的蒸气入口，使得所述第三效蒸汽的至少一部分为所述啤酒塔的运转提供热量。在实施方案中，所述系统还包括稀釜馏物管线，所述稀釜馏物管线连接所述分离器和所述第一个第一效蒸发器的釜馏物入口；连接到第一稀釜馏物管线的第二釜馏物管线；以及连接到第一稀釜馏物管线的第三稀釜馏物管线，所述第二个和第三个第一效蒸发器中的每一个的釜馏物入口与相应的第二和第三稀釜馏物管线连通，从而所述第一个、第二个和第三个第一效蒸发器可并联接纳来自第二分离器的稀釜馏物。在实施方案中，所述系统还包括流动连接到第二分离器和多效蒸发系统的烘干机，所述烘干机被构造成干燥啤酒塔的酒糟和多效蒸发系统产生的糖浆以生产用于牲畜的饲料。在实施方案中，在所述啤酒塔内蒸气入口处的压力低于大气压。在实施方案中，啤酒塔和溶剂塔中的每一个均包括适于在低于大气压的压力下操作的冷凝器，从而维持相应的啤酒塔和溶剂塔处在低于大气压的压力下。在实施方案中，所述第一效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第二效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第三效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。
在提供系统的实施方案中，所述第一、第二和第三效蒸发器中的每一个具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。
本发明还提供了将稀釜馏物浓缩为糖浆的多效蒸发系统，所述稀釜馏物作为从啤酒塔内的发酵的进料中分离醇的副产物获得，所述系统包括：从所述稀釜馏物中蒸发水以产生第一效蒸汽和第一中间釜馏物的一组第一效蒸发器，所述第一效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第一效蒸发器，其中所述第一个第一效蒸发器具有与所述啤酒塔的啤酒塔底物出口连通以接纳所述啤酒塔底物的稀釜馏物的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第一效蒸发器具有与在前第一效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第一效蒸发器中的每一个具有接纳来自蒸气源的加热蒸气的蒸气入口，每个第一效蒸发器被构造成引起所述加热蒸气与所述稀釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述稀釜馏物中蒸发以产生所述第一中间釜馏物和所述第一效蒸汽，每个第一效蒸发器具有释放所述第一效蒸汽的第一效蒸汽出口；从第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二效蒸汽和第二中间釜馏物的一组第二效蒸发器，所述第二效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第二效蒸发器，其中所述第一个第二效蒸发器具有连接到所述第三个第一效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第二效蒸发器具有与在前第二效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第二效蒸发器中的每一个具有连接到所述第一效蒸汽出口的蒸气入口，每个第二效蒸发器被构造成引起所述第一效蒸汽与所述第一中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第一中间釜馏物中蒸发以产生第二中间釜馏物和所述第二效蒸汽，每个第二效蒸发器具有释放所述第二效蒸汽的第二效蒸汽出口；以及从第二中间釜馏物中蒸发水以产生第三效蒸汽和糖浆的一组第三效蒸发器，所述第三效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第三效蒸发器，其中所述第一个第三效蒸发器具有连接到所述第三个第二效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第三效蒸发器具有与在前第三效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第三效蒸发器中的每一个具有连接到所述第二效蒸汽出口的蒸气入口，每个第三效蒸发器被构造成引起所述第二效蒸汽与所述第二中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第二中间釜馏物中蒸发以产生所述糖浆和所述第三效蒸汽，每个第三效蒸发器具有释放所述第三效蒸汽的第三效蒸汽出口。在实施方案中，所述第一效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第二效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，所述第三效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。在实施方案中，第一、第二和第三效蒸发器中的每一个具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。
本发明还提供了从发酵的进料中分离丁醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的系统，所述系统包括使包括水和研磨谷物的混合物发酵以产生包含丁醇的发酵的进料的部件；使包含丁醇的发酵的进料的至少一部分与水不混溶的有机溶剂接触以形成包括水相和含丁醇的有机相的部件；将含丁醇的有机相与水相分离的部件；在低于大气压的压力下分离水相以产生下列的水相分离部件：(i)富含丁醇的蒸气和(ii)包括稀釜馏物的贫含丁醇的啤酒塔底物，所述稀釜馏物主要包括水，在低于大气压的压力下分离含丁醇的有机相以产生贫含溶剂且富含丁醇的蒸气和富含溶剂且贫含丁醇的液体的含丁醇的有机相分离部件，所述含丁醇的有机相部件与水相分离部件并联操作；从稀釜馏物中蒸发水以产生第一中间釜馏物和第一效蒸汽的部件，所述从稀釜馏物中蒸发水的部件包括三个串联布置的第一效蒸发器；利用来自所述第一效蒸汽的热量从所产生的第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二中间釜馏物和第二效蒸汽的部件，所述从第一中间釜馏物中蒸发水的部件包括三个串联布置的第二效蒸发器；从第二效蒸汽的热量产生的第二中间釜馏物中蒸发水以产生糖浆的部件，所述从第二中间釜馏物中蒸发水的部件包括三个串联布置的第三效蒸发器；利用第三效蒸汽的第一部分来供给足够的热量以用于在水相分离部件中分离水相的部件；以及利用第三效蒸汽的第二部分来供给足够的热量以用于在含丁醇的有机相分离部件中分离含丁醇的有机相的部件。在实施方案中，所述系统还包括冷凝在水相分离部件中产生的富含丁醇的蒸气以产生第一富含丁醇的液体的部件；冷凝在含丁醇的有机相分离部件中产生的贫含溶剂的蒸气以产生贫含溶剂的液体的部件；混合第一富含丁醇的液体与贫含溶剂的液体以产生包含丁醇的液体的部件；分离包含丁醇的液体以产生第二富含丁醇的液体和贫含丁醇的液体的部件；以及分离第二富含丁醇的液体以产生基本上100重量％丁醇的液体塔底产物的部件。在实施方案中，所述系统还包括隔离并绕过第一、第二和第三效蒸发器中的每一个用于使釜馏物改向流入管线的部件，所述管线绕过所述蒸发器并使釜馏物改变路线流向所述下一个蒸发器的釜馏物入口。
本发明的另外实施方案、特征和优点，以及本发明的多个实施方案的构成及操作参照附图详细地描述如下。
附图简述
并入本文并成为说明书的一部分的附图示出了本发明，并且与说明书一起进一步用来解释本发明的原理并使得本领域的技术人员能够利用本发明。
图1示出了用于燃料级乙醇生产的常规系统。
图2示出了用于实施根据本发明的实施方案的方法的系统。
图3示出了用于实施根据本发明的实施方案的方法的多效蒸发器系统。
图4示出了在比较实施例4的工艺模型中采用的多效蒸发器系统。
图5示出了用于实施根据本发明的实施方案的方法的多效蒸发器系统。
图6示出了用于实施根据本发明的实施方案的方法的多效蒸发器系统。
发明详述
除非另外定义，本文所用的所有科技术语的含义与本发明所属领域的普通技术人员通常理解的一样。如发生矛盾，包括定义的本专利申请将占支配地位。此外，除非上下文另外需求，单数术语将包括复数且复数术语将包括单数。所有出版物、专利及本文提及的其它参考资料均全文以引用方式并入用于所有目的。
与本文一起电子提交的表格具体地全文以引用方式并入(包括表2、3、4、6、7、8、9、11、12、13和14)。
为了进一步限定本发明，本文提供了以下术语和定义。
如本文所用，术语“包含”、“包括”、“具有”、“含有”或它们的任何其它变型将被理解为是指包括指定的整数或整数组但不排除任何其它整数或整数组。例如，包含一系列元素的组合物、混合物、工艺、方法、制品或设备不必仅限于那些元素，而可以包括其它未明确列出的元素，或此类组合物、混合物、工艺、方法、制品或设备固有的元素。此外，除非另外特别说明，否则“或”是指包含性的或，而不是指排他性的或。例如，状况A或B满足于以下中的任何一种：A为真实(或存在)的且B为虚假(或不存在)的、A为虚假(或不存在)的且B为真实(或存在)的、以及A和B均为真实(或存在)的。
如本文所用，如整个说明书和权利要求中所使用的，术语“由…组成”或诸如“由…组成”的不同时态的变型表明包括任何列举的整数或整数组，但是无附加整数或整数组可加入到指定的方法、结构或组合物中。
如本文所用，如整个说明书和权利要求中所使用的，术语“基本上由…组成”或诸如“基本上由…组成”的不同时态的变型表明包括任何列举的整数或整数组，并且任选地包括未显著改变指定的方法、结构或组合物的基本或新颖特性的任何列举的整数或整数组。
此外，涉及元素或组分实例(即出现的事物)的数目在本发明元素或组分前的不定冠词“一个”或“一种”旨在为非限制性的。因此，“一个”或“一种”应被理解为包括一个或至少一个，并且元素或组分的词语单数形式也包括复数指代，除非有数字明显表示单数。
如本文所用，术语“发明”或“本发明”为非限制性术语，并且不旨在意指本发明的任何单独实施方案，而是涵盖如专利申请所述的所有可能的实施方案。
如本文所用，修饰本发明的成分或反应物的量使用的术语“约”是指可以通过例如以下方式而发生的用数字表示的量的变化：在真实世界中用于产生浓缩物或溶液的一般测量和液体处理操作；这些操作中非故意的误差；用于产生组合物或执行方法的成分的制造、来源或纯度中的差异；等等。术语“约”还包括由于对于起因于特定起始混合物的组合物的不同平衡条件而不同的量。无论是否通过术语“约”来修饰，权利要求包括量的等同量。在一个实施方案中，术语“约”是指在报告数值10％范围内，优选地在报告数值5％范围内。
如本文所用，“丁醇”特指以单独或其混合物形式的丁醇异构体1-丁醇(1-BuOH)和/或异丁醇(iBuOH或I-BUOH)。2-丁醇和叔-丁醇(1，1-二甲基乙醇)明确不包括在本发明的实施内。
如本文所用，“产物移除”是指从诸如发酵的生物过程中选择性移除具体的发酵产物以控制生物过程中的产物浓度。
如本文所用，“发酵液”是指水、糖、溶解固体、悬浮固体、微生物产生的醇、产物醇及发酵容器内具有的所有其它物质组分的混合物，其中产物醇通过在微生物的存在下使糖反应生成醇、水和二氧化碳(CO2)而制得。有时，如本文所用，术语“发酵培养基”和“发酵混合物”可与“发酵液”同义使用。
如本文所用，“发酵容器”是指其中进行发酵反应的容器，产物丁醇通过发酵反应由糖产生。术语“发酵罐”可与“发酵容器”同义使用。
如本文所用，术语“有效滴度”是指每升发酵培养基通过发酵产生的特定醇(例如丁醇)的总量。丁醇总量包括：(i)发酵培养基中的丁醇量；(ii)由有机萃取剂回收的丁醇量；以及(iii)如果利用汽提，由气相回收的丁醇量。
如本文所用，术语“水相滴度”是指发酵液中特定醇(例如丁醇)的浓度。
如本文所用，“提馏”是指将挥发组分的全部或部分由液体物流转移至气体物流中的作用。
如本文所用，“提馏段”是指其中发生提馏操作的接触装置的部分。
如本文所用，“精馏”是指将所有或部分可冷凝组分由气体物流转变成液体物流以使较低沸点的组分与较高沸点组分分离并且纯化的作用。
如本文所用，“精馏段”是指进料点上方的蒸馏塔段，即塔中位于进料物流进入点上方的发生精馏操作的塔盘或填料材料。
如本文所用，术语“分离”与“回收”同义，并且是指从初始混合物中移除化合物以获得纯度或浓度比初始混合物中的化合物纯度或浓度更高的化合物。
术语“与水不混溶的”是指化学组分如萃取剂或溶剂不能够以形成单一液相的形式与水溶液如发酵液混合。
如本文所用，术语“萃取剂”是指用于从发酵液中萃取丁醇的一种或多种有机溶剂。有时，如本文所用，术语“溶剂”可与“萃取剂”同义使用。
如本文所用，“发酵的进料”一般是指发酵液，在包括发酵萃取的本文所述方法的一个实施方案中，“发酵的进料”是指通过发酵液接触与水不混溶的有机萃取剂而获得的两相混合物。
如本文所用，术语“水相”是指通过使发酵液接触与水不混溶的有机萃取剂而获得的两相混合物中的水相。在包括发酵萃取的本文所述方法的一个实施方案中，术语“发酵液”则具体地是指两相发酵萃取中的水相，并且术语“发酵的进料中贫含溶剂的部分”和“贫含溶剂的相”可与“水相”和“发酵液”同义使用。
如本文所用，术语“有机相”是指通过使发酵液接触与水不混溶的有机萃取剂而获得的两相混合物中的非水相。有时，如本文所用，术语“发酵的进料中贫含溶剂的部分”和“贫含溶剂的相”可与“有机相”同义使用。
如本文所用，术语“脂肪酸”是指具有C7-C22碳原子的长脂族链的羧酸，所述脂族链为饱和或不饱和的。
如本文所用，术语“脂肪醇”是指具有C7-C22碳原子的长脂族链的醇，所述脂族链为饱和的或不饱和的。
如本文所用，术语“脂肪醛”是指具有C7-C22碳原子的长脂族链的醛，所述脂族链为饱和的或不饱和的。
如本文所用，术语“脂肪酰胺”是指具有C12-C22碳原子的长脂族链的酰胺，所述脂族链为饱和的或不饱和的。
“不可冷凝气体”是指在本文所述方法的操作温度下不冷凝的气体。此类气体可选自以下气体，例如二氧化碳、氮气、氢气、惰性气体如氩气、或这些中任何的混合物。
本发明提供利用蒸馏从发酵的进料回收醇并利用三效或在实施方案中四效蒸发系统将稀釜馏物副产物浓缩为糖浆的系统和方法。本发明的系统和方法将参照图2和图3以及图5和图6描述。图3示出了根据本发明的一个实施方案的三列、三效蒸发系统280。图2示出了用于回收醇并浓缩稀釜馏物的示例性系统200，其中由图3的示例性多效蒸发系统280产生的余热被整合进用于回收醇的蒸馏操作中。具体地，图2示出了根据一个示例性方法回收丁醇的系统，所述系统根据本发明的一个实施方案整合萃取发酵和萃取剂回收并生产大致为100重量％丁醇的产物。尽管图2参照示例性丁醇回收方法被描述，但是应当理解取决于被回收的特定醇，单元操作及其方法设置可不同于图2的示例性丁醇方法，但是此类其它醇回收系统仍可并入如本文所述的图3、图5或图6的多效蒸发系统和与其相关的热量整合。
参见图2，将包括至少一种可发酵的碳源(例如研磨的玉米)和水的糊状且蒸煮的混合进料202引入到发酵罐210中，所述发酵罐包含至少一种经基因修饰的(例如遗传工程的)微生物(未示出)以通过生物合成途径由至少一种可发酵的碳源合成为丁醇来生产丁醇。具体地，微生物可在包含合适的碳底物的发酵培养基中生长。附加的碳底物可包括但不限于：单糖，例如果糖；低聚糖，例如乳糖、麦芽糖、半乳糖或蔗糖；多糖，例如淀粉、纤维素或它们的混合物；以及来自可再生原料的未纯化混合物，例如干酪乳清渗透物、玉米浆、糖用甜菜糖蜜和大麦麦芽。其他碳底物可包括乙醇、乳酸盐、琥珀酸盐或甘油。
另外，碳底物也可以是已被证明可以被代谢转化为关键生化中间产物的诸如二氧化碳的一碳底物或甲醇。除了一碳和二碳底物之外，甲基营养生物体也已知可以利用多种其他含碳化合物，例如甲胺、葡糖胺和用于代谢活动的多种氨基酸。例如，甲基营养酵母已知可利用来自甲胺的碳来形成海藻糖或甘油(Bellion等人，Microb.Growth C1 Compd.，[Int.Symp.]，7th(1993)，415-32，编辑：Murrell，J.Collin；Kelly，Don P.Publisher：Intercept，Andover，UK)。类似地，假丝酵母属的多种物种将会代谢丙氨酸或油酸(Sulter等人，Arch.Microbiol.153：485-489(1990))。因此，预期本发明中所利用的碳源可涵盖各种含碳底物并将仅受限于生物体的选择。
尽管预期以上提及的所有碳底物以及它们的混合物均适用于本发明，但是在一些实施方案中，对于经过修饰以利用C5糖的酵母细胞，优选的碳底物是葡萄糖、果糖和蔗糖，或者是它们与C5糖如木糖和/或阿拉伯糖的混合物。蔗糖可来源于可再生的糖源例如甘蔗、甜菜、木薯、甜高粱、以及它们的混合物。葡萄糖和右旋糖可通过糖化淀粉基原料来源于可再生的谷物来源，包括谷物如玉米、小麦、裸麦、大麦、燕麦、以及它们的混合物。此外，可发酵的糖类可通过预处理和糖化过程来源于可再生的纤维素的或木质纤维素的生物质，例如，如美国专利申请公布20070031918A1中所述，该专利以引用方式并入本文。生物质指任何纤维质或木质纤维质材料，并包括包含纤维素的材料、以及任选地还包含半纤维素、木质素、淀粉、低聚糖和/或单糖的材料。生物质也可包括附加组分如蛋白质和/或脂质。生物质可来源于单一来源，或者生物质可包括来源于一种以上来源的混合物；例如，生物质可包括玉米芯和玉米秸秆的混合物，或草和叶片的混合物。生物质包括但不限于生物能作物、农业残余物、市政固体垃圾、工业固体垃圾、来自造纸业的淤渣、庭院垃圾、木材和林业垃圾。生物质的实例包括但不限于：玉米粒、玉米芯、作物残余如玉米壳、玉米秸秆、玉米纤维、草、小麦、小麦秸秆、大麦、大麦秸秆、干草、稻秆、柳枝稷、废纸、蔗渣、高粱、大豆、获取自谷物、树、枝、根、叶、木屑、锯末、灌木及矮树丛、蔬菜、水果、花和动物粪肥、以及它们的混合物的研磨物的组分。
除了合适的碳源之外，发酵培养基还必须包含本领域技术人员已知的适于培养物生长并促进酶途径的矿物质、盐、辅因子、缓冲剂及其它组分。
借助生物合成途径生产丁醇的经基因修饰的微生物可包括以下菌属中的一种：梭菌属(Clostridium)、发酵单胞菌属(Zymomonas)、埃希氏菌属(Escherichia)、沙门氏菌属(Salmonella)、沙雷氏菌属(Serratia)、欧文氏菌属(Erwinia)、克雷伯氏菌属(Klebsiella)、志贺氏菌属(Shigella)、红球菌属(Rhodococcus)、假单胞菌属(Pseudomonas)、芽孢杆菌属(Bacillus)、乳杆菌属(Lactobacillus)、肠球菌属(Enterococcus)、产碱杆菌属(Alcaligenes)、克雷伯氏菌属(Klebsiella)、类芽胞杆菌属(Paenibacillus)、节杆菌属(Arthrobacter)、棒状杆菌属(Corynebacterium)、短杆菌属(Brevibacterium)、裂殖酵母属(Schizosaccharomyces)、克鲁维酵母菌属(Kluyveromyces)、耶氏酵母属(Yarrowia)、毕赤酵母属(Pichia)、假丝酵母属(Candida)、汉逊酵母属(Hansenula)、伊萨酵母属(Issatchenkia)或酵母属(Saccharomyces)。在一个实施方案中，经基因修饰的微生物可选自大肠杆菌(Escherichia coli)，植物乳杆菌(Lactobacillus plantarum)和啤酒糖酵母(Saccharomyces cerevisiae)。在一个实施方案中，经基因修饰的微生物为克拉布特里阳性酵母，其选自酵母属、接合酵母属(Zygosaccharomyces)、裂殖酵母属、德克酵母属(Dekkera)、球拟酵母属(Torulopsis)、酒香酵母属(Brettanomyces)、以及假丝酵母属的一些菌种。克拉布特里阳性酵母的菌种包括但不限于啤酒糖酵母、克鲁维酵母、粟酒裂殖酵母(Schizosaccharomyces pombe)、贝酵母(Saccharomyces bayanus)、芽殖酵母(Saccharomyces mikitae)、奇异酵母(Saccharomyces paradoxus)、鲁氏接合酵母(Zygosaccharomycesrouxii)和光滑假丝酵母(Candida glabrata)。
在图2的系统200中，利用两相萃取发酵方法从发酵培养基中回收丁醇。利用萃取发酵从发酵液中产生并回收丁醇的方法详细地描述于2009年6月4日提交的美国专利申请12/478,389、2010年4月13日提交的美国专利申请12/758870、以及2009年8月6日提交的美国临时申请61/231,699中，所述方法包括使发酵液与水不混溶的有机萃取剂接触的步骤以形成包括水相和含丁醇的有机相的两相混合物，所述有机萃取剂选自C12-C22脂肪醇、C12-C22脂肪酸、C12-C22脂肪酸的酯、C12-C22脂肪醛、C12-C22脂肪酰胺、以及它们的混合物。“接触”指发酵培养基和有机萃取剂在发酵过程期间的任何时间上发生物理接触。合适萃取剂的实例包括包含至少一种溶剂的萃取剂，所述溶剂选自油醇、二十二醇、鲸蜡醇、月桂醇、十四烷基醇、硬脂醇、油酸、月桂酸、肉豆蔻酸、硬脂酸、肉豆蔻酸甲酯、油酸甲酯、月桂醛、1-壬醇、1-癸醇、1-十一烷醇、2-十一烷醇、1-壬醛、以及它们的混合物。在一个实施方案中，萃取剂包括油醇。这些有机萃取剂有多种商品化来源，例如Sigma-Aldrich(St.Louis，MO)，其商品有多种等级，其中许多可适用于生产或回收丁醇的萃取发酵。工业级商品包含化合物的混合物，包括所期望的组分以及高级和低级脂肪组分。例如，一种可商购获得的工业级油醇包含约65％的油醇和一种高级和低级脂肪醇的混合物。适用于本文所述系统和方法的附加方法公开于美国临时专利申请序列61/368,429和61/379,546中。
参见图2，发酵培养基204从发酵罐210中连续或定期除去，并且将萃取剂255加入到发酵培养基204中以获得通过使发酵培养基与萃取剂255接触获得的两相混合物205。将两相混合物引入到容器215中，其中进行水相和有机相的分离以产生含丁醇的有机相208和水相206。萃取剂255通常为与水不混溶的有机溶剂或溶剂混合物，其具有使得它可用于将丁醇从发酵液中萃取出来的特征。在一个实施方案中，萃取剂255包括至少一种选自下列的溶剂：C7-C22脂肪醇、C7-C22脂肪酸、C7-C22脂肪酸的酯、C7-C22脂肪醛、以及它们的混合物。
萃取剂以例如至少1.1∶1的浓度比率比水相优先分配丁醇，使得在丁醇水溶液室温萃取评定时，萃取剂相中的丁醇浓度是水相中的至少1.1倍。在另一个实施方案中，萃取剂以至少2∶1的浓度比率比水相优先分配丁醇，使得在丁醇水溶液室温萃取评定时，萃取剂相中的丁醇浓度为水相中的至少两倍。丁醇产物通过有机萃取剂的萃取可在细胞从发酵培养基中去除或不去除的情况下进行。细胞可通过本领域已知的方法从发酵培养基中去除，所述方法包括但不限于过滤或离心。萃取剂255可在引入到容器215之前加入到单独容器(未示出)中的发酵培养基204中，或者作为另外一种选择萃取剂255可在引入到容器215中之后与发酵培养基204接触以获得随后分离成有机相和水相的两相混合物205。利用本领域已知的方法将含丁醇的有机相208与两相发酵培养基中的水相206分离，所述方法包括但不限于虹吸、滗析、离心、利用重力分离器、膜辅助的相分裂等等。
在图2的系统200中，丁醇从发酵罐210的发酵培养基下游中萃取出。作为另外一种选择，两相萃取发酵方法可在发酵罐中以成批模式或连续模式就地进行。对于就地萃取发酵，有机萃取剂可在形成两相发酵培养基的发酵开始时接触发酵培养基。作为另外一种选择，有机萃取剂可在微生物达到期望的生长量之后与发酵培养基接触，其中所述生长量的达到可通过测定培养物的光密度确定。此外，有机萃取剂可在当发酵培养基中的丁醇含量达到一个预先确定的含量时与发酵培养基接触，例如在丁醇浓度达到毒性含量之前。在发酵培养基与有机萃取剂接触之后，丁醇产物分配至有机萃取剂，降低了包含微生物的水相中的浓度，从而限制了生产丁醇的微生物在抑制性的丁醇产物中的暴露。所使用的有机萃取剂的体积依赖于多种因素，包括所述发酵培养基的体积，所述发酵罐的尺寸，丁醇产物在所述萃取剂中的分配系数，以及发酵模式的选择，如下所述。有机萃取剂的体积可为发酵罐工作容积的约3％至约60％。
在就地萃取发酵的连续模式中，在一个实施方案中，萃取剂255可引入到发酵罐210中以在其内获得两相混合物205，其中含丁醇的有机相物流208和水相物流206直接从发酵罐210离开。在另一个实施方案中，发酵培养基与含丁醇的有机萃取剂的混合物从发酵罐中去除，并且含丁醇的有机相随后与水相分离。发酵培养基可循环到发酵罐中回收利用，或者可用新鲜的培养基取代。接下来，萃取剂被处理以回收丁醇产物，并且萃取剂随后可循环返回到发酵罐中用于进一步萃取产物。作为另外一种选择，新鲜的萃取剂可持续加入到发酵罐中，以替换被移除的萃取剂。有机萃取剂的体积在一个实施方案中可为发酵罐工作容积的约3％至约50％，在另一个实施方案中约3％至约30％，在另一个实施方案中3％至约20％；在另一个实施方案中3％至约10％。由于产物被不断地从反应器中除去，只需较小体积的有机萃取剂就能允许较大体积的发酵培养基的使用。
在就地萃取发酵的分批模式中，将一定体积的有机萃取剂加入到发酵罐中以形成两相混合物且萃取剂在该过程期间不被除去。该模式需要较大体积的有机萃取剂以最小化发酵培养基中抑制的丁醇产物的浓度。因此，发酵培养基的体积相对更少，所生产的产物的量也比采用上述连续模式时所获得的更少。例如，分批模式中有机溶剂的体积在一个实施方案中可为发酵罐工作容积的20％至约60％，并且在另一个实施方案中约30％至约60％。
汽提(未示出)可与有机萃取剂同时采用以从发酵培养基中除去丁醇产物。汽提可通过使气体通过发酵培养基实现，从而形成含丁醇的气相，所述气体例如空气、氮气或二氧化碳。丁醇产物可用本领域已知的方法从含丁醇的气相中回收得到，所述方法例如利用冷却水装置冷凝丁醇或者用溶剂洗涤所述气相。利用汽提控制发酵中丁醇浓度的方法详细地描述于2008年12月12日提交的共同未决且共同拥有的国际申请公布WO 2009/079362中。
取决于萃取效率，发酵培养基中丁醇的水相滴度可为例如约5g/L至约85g/L，约10g/L至约40g/L，约10/L至约20g/L，约15g/L至约50g/或者约20g/L至约60g/L。不受理论的约束，据信较高的丁醇滴度可用本文所公开的萃取发酵方法获得，部分是由于有毒的丁醇产物从发酵培养基中的移除，从而保持了其含量低于对微生物有毒的含量。
异丁醇可利用改性的大肠杆菌或啤酒糖酵母菌株通过萃取发酵产生，例如，与作为有机萃取剂的油醇组合以实现有效的滴度，在一个实施方案中大于22g/升发酵培养基，在另一个实施方案中至少25g/升发酵培养基，在另一个实施方案中至少30g/升发酵培养基，在另一个实施方案中至少32g/升发酵培养基，在另一个实施方案中至少35g/升发酵培养基，在另一个实施方案中至少37g/升发酵培养基，在另一个实施方案中至少40g/升发酵培养基。作为萃取剂的油醇的使用与汽提组合可提供与单独采用汽提时相比显著更高的滴度，尽管单独采用汽提亦能有效地使丁醇保持在毒性水平以下。包含油醇或者基本上由油醇组成的有机萃取剂也可提供改善的滴度。
在用上述方法将发酵培养基与萃取剂分离之后，所述发酵培养基可放入发酵罐中回收利用，或者被丢弃，或者处理以移除任何残余的丁醇产物。在图2的实施方案中，发酵培养基与萃取剂分离之后，水相206分流成进料物流212和循环物流214。循环物流214将发酵培养基的一部分返回到发酵罐210中。类似地，如果细胞在接触有机萃取剂之前从发酵培养基中去除，则分离的细胞(未示出)也可被循环到发酵罐中。发酵培养基的进料物流212可被脱气以由其去除不可冷凝气体266的至少一部分，并且脱气的进料物流212′可被引入到啤酒蒸馏塔220中用于回收任何残余的丁醇产物，如以下将进一步详细描述的。去除的不可冷凝气体266可被送到涤气器(未示出)。
在由发酵培养基萃取丁醇之后，从含丁醇的有机相208回收丁醇。含丁醇的有机相208通常包括与水不混溶的有机萃取剂、水、丁醇、以及任选的不可冷凝气体。含丁醇的有机相208还可任选地包括具有足够的溶解度以分配到萃取相中的发酵副产物。在一个实施方案中，基于相208的重量计，含丁醇的有机相208在进料中具有约0.1重量％至约50重量％的丁醇浓度，例如约0.1重量％至约40重量％，例如约1重量％至约40重量％，例如约2重量％至约40重量％，例如约5重量％至约35重量％，例如约10重量％至约35重量％。
丁醇从含丁醇的有机相中的回收可以用本领域已知的方法进行，这些方法包括但不限于蒸馏、树脂吸附、通过分子筛分离以及全蒸发等等。图2的示例性系统包含蒸馏和滗析的组合以由含丁醇的有机相208回收丁醇。利用蒸馏和滗析的组合由包括与水不混溶的有机萃取剂、水、丁醇、以及任选的不可冷凝气体的进料分离或回收丁醇的方法详细地描述于2009年7月15日提交的共同未决且共同拥有的美国临时申请61/225,662中，并且可用于本发明的系统和方法中。为了通过蒸馏由萃取剂回收丁醇，优选萃取剂在大气压下具有的沸点比要回收的丁醇沸点高至少约30摄氏度，例如高至少约35摄氏度，例如高至少约40摄氏度，例如高至少约45摄氏度，例如高至少约50摄氏度，例如高至少约55摄氏度，或者例如高至少约60摄氏度。
在图2所示的实施方案中，由含丁醇的有机相208回收丁醇的蒸馏涉及利用至少两个蒸馏塔：溶剂塔230和丁醇塔260。溶剂塔230与滗析组合，实现任何不可冷凝气体(如二氧化碳)和丁醇与萃取剂(例如油醇)和水的分离。
具体地，含丁醇的有机相208在溶剂塔230中蒸馏以提供包括水、丁醇和不可冷凝气体(如果进料中存在的话)的富含丁醇的气相塔顶物流216和包括萃取剂和水且基本上不含丁醇的富含溶剂的液相塔底物流218。所谓“基本上不含丁醇”是指丁醇的含量不超过塔底物流218的约0.01重量％。尽管未示出，但是回收的萃取剂物流218可循环到萃取的发酵工艺中。例如，回收的萃取剂物流218可用作接触发酵培养基204的萃取剂255。
气相塔顶物流216可包括至多约65重量％的丁醇和至少约30重量％的水。在一个实施方案中，气相塔顶物流包括约65重量％的丁醇和至少约32重量％的水，在另一个实施方案中约60重量％的丁醇和至少约35重量％的水，在另一个实施方案中约55重量％的丁醇和至少约40重量％的水，并且在另一个实施方案中约50重量％至约55重量％的丁醇和约45重量％至约50重量％的水。在一个实施方案中，气相塔顶物流216中的萃取剂量小于2重量％。气相塔顶物流216可在冷凝器(未示出)内冷却并冷凝，并且在混合器240中与分别来自啤酒塔220和丁醇塔260的冷凝的气相塔顶物流222和238混合。混合流226在滗析器250中滗析为富含丁醇的液相和贫含丁醇的气相。例如，液体丁醇相(其为较轻的液相)可包括小于约30重量％的水，或者约20重量％至约30重量％的水，或者约16重量％至约30重量％的水，或者约10重量％至约20重量％的水，并且还可包括小于约0.001重量％的来自溶剂塔230塔顶的残余萃取剂。富含丁醇的液相中的残余萃取剂可通过利用塔230的精馏段而最小化。液体水相可包括小于约10重量％的丁醇，或者在一个实施方案中约3重量％至约10重量％的丁醇。如果不可冷凝气体存在于来自溶剂塔230的物流216中，则所述不可冷凝气体的至少一部分可由所述工艺吹扫出，其显示为离开滗析器250的物流268。吹扫的气体可被送至涤气器(未示出)并且涤气器用水(未示出)返回至滗析器250用于回收其内的任何丁醇。优选将涤气器用水回收到所述工艺的发酵部分，这是由于丁醇对发酵培养基中丁醇生产微生物的毒性。滗析器可具有任何常规的设计。
来自滗析器250的液体水相的全部或一部分可作为回流物流228返回到溶剂塔230。来自滗析器250的富含丁醇的液相流232可被分流，一部分作为回流234返回到溶剂塔230而剩余部分236喂入到丁醇塔260。丁醇塔260实现丁醇和水的分离并提供含基本上100重量％的丁醇和基本上不含水的丁醇塔底物流242。所谓“基本上100重量％的丁醇”和“基本上不含水”是指小于约0.01重量％的水和/或其它非丁醇组分(例如萃取剂)存在于塔底物流242中。气相塔顶物流238包含丁醇和水，例如约67重量％的丁醇和约33重量％的水，例如60重量％的丁醇和约40重量％的水，或者例如55重量％的丁醇和约45重量％的水。气相塔顶物流238可在冷凝器(未示出)中冷凝并借助混合器240返回到滗析器226。
溶剂塔230可为任何常规蒸馏塔，具有至少一个进料入口、塔顶馏出的蒸气出口、塔底物流出口、加热部件和足够的级段数，以实现丁醇与萃取剂的分离。例如，在其中萃取剂包含油醇的一个实施方案中，溶剂塔230可具有至少5块级段并且可包括再沸器。在一个实施方案中，溶剂塔230具有15块级段。精馏段在期望物流236中的萃取剂损失最少时需要，并且可与或不与回流234混合使用。加热部件可为加热蒸气，例如在蒸气入口处供给到塔中的蒸汽。在一个实施方案中，蒸气入口位于塔230的底部且塔顶馏出的蒸气出口位于塔230的顶部。在一个实施方案中，溶剂塔230维持在低于大气压的压力下(例如，通过用于冷凝塔顶馏出的蒸气116的冷凝器(未示出)的低于大气压操作实现)。在该情况下，溶剂塔230在蒸气入口处的压力低于大气压。供给到其上的加热蒸气应具有对应于蒸气入口处的塔压的压力。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约8.4psia(约0.57atm)，在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约7psia(约0.47atm)。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约14.0psia，在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约12.5psia。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约11.0psia，在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约9psia。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约9.0psia，在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约7psia。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约8psia，在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约6.5psia。在一个实施方案中，溶剂塔230内的压降维持为约1.5psia至约2.0psia，在另一个实施方案中约2.0psia至约2.5psia，在另一个实施方案中约1.0psia至约2.5psia。
丁醇塔260可为任何常规蒸馏塔，具有至少一个进料入口、塔顶馏出的蒸气出口、塔底物流出口、加热部件(例如加热蒸气)、以及实现期望分离的足够的级段数，以便提供基本上不含水的塔底物流242。例如，在一个实施方案中，丁醇塔260可具有至少6块级段并且可包括再沸器。在一个实施方案中，丁醇塔260具有10块级段，并且在一个实施方案中，丁醇塔260维持在低于大气压的压力下。在一个实施方案中，丁醇塔260维持在高于大气压的压力下，并且260的塔顶馏出的蒸气可作为加热介质送到单独的第一效主体503且冷凝物返回到滗析器250。
在发酵培养基与萃取剂分离之后，将脱气的水相进料物流212′引入到啤酒塔220中以提供包括水、丁醇和不可冷凝气体(如果存在于进料中)的富含丁醇的气相塔顶物流222和贫含丁醇的啤酒塔液相流224。啤酒塔底物流224包括诸如酒糟和稀釜馏物的副产物。如上所述，气相塔顶物流222可在冷凝器(未示出)内冷凝并引入到滗析器250中用于利用丁醇塔260回收丁醇。因此，啤酒塔220与溶剂塔230并联操作，并且来自啤酒塔220的冷凝的气相塔顶物流222可与来自溶剂塔230的冷凝的气相塔顶物流216在混合器240中混合，并且所述混合物流226在滗析器250中滗析。
在未描述的一个实施方案中，发酵培养基在蒸馏以回收丁醇之前未与萃取剂分离。在此类实施方案中，两相混合物在啤酒塔中被蒸馏，所述啤酒塔被操作以实现丁醇与萃取剂和水的分离。
啤酒塔220可为任何常规蒸馏塔，其具有至少一个进料入口、塔顶馏出的蒸气出口、塔底物流出口、加热部件(例如加热蒸气)、以及实现丁醇由啤酒塔分离出的足够的级段数。例如，在一个实施方案中，啤酒塔220可具有至少10块级段并且可包括再沸器。在一个实施方案中，啤酒塔220维持在低于大气压的压力下。在一个实施方案中，啤酒塔220内的压降维持为约1.5psia至约2.0psia，在另一个实施方案中约2.0psia至约2.5psia，在另一个实施方案中约1.0psia至约2.5psia。在一个实施方案中，啤酒塔220内蒸气入口处的压力低于大气压。在一个实施方案中，如图所示，蒸气入口位于塔220的底部，而塔顶馏出的蒸气出口位于塔220的顶部。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约8.4psia(约0.57atm)，并且在约8.4psia(约0.57atm)的压力下加热蒸气在蒸气入口处供给到塔中。在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约7psia(约0.47atm)。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约14.0psia，在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约12.5psia。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约11.0psia，在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约9psia。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约9.0psia，在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约7psia。在一个实施方案中，蒸气入口处的压力为约8psia，在一个实施方案中，蒸气出口处的压力为约6.5psia。
由于啤酒塔副产物具有作为原料的价值，因此通常希望将这些副产物的全部或一部分进一步加工成下列中的一种或多种而非把啤酒塔底物作为垃圾丢弃：干酒糟、湿酒糟、干酒糟可溶物、浓缩酒糟可溶物、和/或含可溶物的干酒糟(DDGS)。在图2的实施方案中，啤酒塔底物流224被进一步加工以生产DDGS 282。为此，将啤酒塔底物流224引入到分离器270中，所述分离器可为诸如离心机和压滤机的机械分离器，用于将啤酒塔底物的谷物固体272与主要包括水的稀釜馏物分离开。稀釜馏物的一部分274′可循环至引入到发酵器210中的混合进料202。残留的稀釜馏物274通过在多效蒸发系统280中蒸发大量来自其的水被浓缩成糖浆276。在一个实施方案中，多效蒸发系统280实现水由稀釜馏物274的蒸发，使得糖浆276中水的重量浓度为稀釜馏物274中水的重量浓度的约二分之一。在一个实施方案中，多效蒸发系统280实现水由稀釜馏物274的蒸发，使得糖浆276中水的重量浓度为约40％至约65％，在另一个实施方案中糖浆276中水的重量浓度为约45％至约60％。在一个实施方案中，稀釜馏物274中水的重量浓度为约85％至约95％，在另一个实施方案中，稀釜馏物274中水的重量浓度为约90％。糖浆276随后可在混合器290中与谷物固体272混合，谷物与糖浆的混合流278接着可在烘干机295中干燥以产生DDGS 282。
在图2未描绘的实施方案中，两相混合物在啤酒塔中被蒸馏，所述啤酒塔被操作以实现丁醇与萃取剂和水的分离。啤酒塔副产物如上所述被加工成下列中的一种或多种：干酒糟、湿酒糟、干酒糟可溶物、浓缩酒糟可溶物、和/或含可溶物的干酒糟(DDGS)，并且稀釜馏物包括萃取剂。包括萃取剂的稀釜馏物的一部分可如上所述循环到发酵罐中，并且残留部分通过在本文所述的多效蒸发系统中如上所述由其蒸发大量水浓缩为糖浆。
在多效蒸发系统280中，清洁的工厂蒸汽288和/或工厂再生蒸汽288′(参见图3)用作热源以实现水从稀釜馏物中的蒸发而产生中间釜馏物。由从稀釜馏物蒸发的水组成的所得蒸汽可随后用于后续效数的蒸发器以从中间釜馏物逐渐蒸发水而产生糖浆276。收集由从中间釜馏物蒸发的水组成的蒸汽并通过蒸汽管线292排放且整合进系统200中作为用于例如啤酒塔220和/或溶剂塔230的加热部件，或者作为其它单元操作的加热部件，例如用于丁醇塔260。例如，在一个实施方案中，第三效蒸汽可用于丁醇塔260的再沸器场所。在这种情况下，注入的蒸汽可被冷凝并在滗析器250中滗析，尽管这会增加蒸馏操作中的液压载荷。在图2的实施方案中，蒸汽管线292被分流成管线294和296，所述管线将蒸汽喂入啤酒塔220和溶剂塔230以为这些塔的分离操作提供热量。来自蒸发器的蒸汽冷凝物通过冷凝物管线275排放并且可按需循环到系统200的其它单元操作中或者反馈到工厂蒸汽再沸器(未示出)中。在一个实施方案中，冷凝物流275被加热并循环(未示出)用于例如在所述工艺的发酵部分与干磨谷物混合以形成引入到发酵罐210中的混合进料202。
多效蒸发系统280现在将参照图3描述。如上所述，多效蒸发系统280由三列、三效蒸发器(总计9个蒸发器)形成以将来自分离器270的稀釜馏物274浓缩为糖浆276，所述糖浆随后可被喂入到烘干机295中。第一效蒸发器为蒸发器501、502和503。第二效蒸发器为蒸发器511、512和513。第三效或最后一效蒸发器为521、522和523。每一效的蒸发器可具有任何常规设计。例如，如对于第一效蒸发器501所示，每个蒸发器可包括具有本领域已知的管壳式换热器的上部540和下面的罐部分545。在上部540中，管子将釜馏物由位于换热器之上的入口(例如紧邻的阀门324)输送，通过换热器部分并随后到达下面的罐部分545。釜馏物通过出口(例如紧邻的阀门326)排放，所述出口与后续蒸发器(例如蒸发器502)的釜馏物入口连通。如本领域所已知的，来自蒸气源的加热蒸气在蒸气入口(例如紧邻的阀门320)处被接纳并被隔离在换热器的壳程内。加热蒸气与釜馏物之间的换热使得釜馏物中的水被蒸发，并使得蒸汽冷凝，冷凝物由冷凝物管线275离开。来自每个蒸发器的冷凝物可被混合并在系统200中循环(参见图2中的管线275)。由釜馏物蒸发的水可在蒸汽出口(例如紧邻的阀门328)处释放，所述蒸汽出口可连接到蒸发系统280的下游效数的蒸气入口。通向蒸发器的多条管线可安装阀门以便所述蒸发器中的任何一个可被离线和绕过用于维修。
在所示的实施方案中，第一效蒸发器501、502和503的蒸气入口接纳新鲜的工厂蒸汽288和/或再生的工厂蒸汽288′作为热源。稀釜馏物274借助管线274a进入蒸发器501的上部540并稍微浓缩地离开蒸发器501的底部罐部分545。任选地，进入蒸发系统280的稀釜馏物274可被均分，或换句话讲，借助连接到并联的三个第一效蒸发器501、502和503的釜馏物入口的相应管线274a、274b和274c处于这些蒸发器中。离开蒸发器501的浓缩釜馏物可进入下一蒸发器502的顶部并最终作为第一中间釜馏物管线374中的第一中间釜馏物离开最后一个第一效蒸发器503的底部。由蒸发器501、502和503中的稀釜馏物沸腾出的蒸汽作为第一效蒸汽通过相应的蒸汽出口释放出并进入第一效蒸汽管线388。在实施方案中，工厂再生蒸汽288’包括来自其它工厂操作的需要被冷凝的工艺蒸气。在此类实施方案中，接纳蒸气的第一效蒸发器主体可起到那些工艺蒸气的冷凝器的作用，并且蒸发器主体的壳程将被隔离以便冷凝的工艺液体可返回到其它工艺而不污染可流入循环水槽的清洁的蒸汽冷凝物。在一个实例中，工厂再生蒸汽288′包括来自丁醇塔260的气相塔顶物，其可在第一效蒸发器主体中冷凝并且可在滗析器250中滗析。
在一个实施方案中，第一效蒸发器501、502和503每个均在约20psia的压力下和约105℃至约115℃，在另一个实施方案中约105℃至约110℃，在另一个实施方案中约109℃的温度下操作。工厂蒸汽可处在比第一效蒸发器的操作温度和压力高的温度和压力下，以便温度差维持在釜馏物和加热蒸汽之间。在一个实施方案中，温度差为约10℃至约20℃实施方案，在另一个实施方案中温度差为约10℃。第一效蒸发器的温度和压力可稍微高于或低于上述温度和压力范围。例如，在一个实施方案中，第一效温度可为约99℃至约130℃。降低第一效温度降低了第三效温度。因此，一般来讲，第一效蒸发器温度应在确保用于第三效蒸汽的温度和压力的可工作范围内，所述第三效蒸汽用于加热特定醇回收工艺的蒸馏塔(例如啤酒塔220和溶剂塔230)中的一个或多个。这将增加利用第三效蒸汽操作所述一个或多个蒸馏塔所需的真空。如果不可冷凝气体存在于所述塔的塔顶馏出的蒸气流中，则用于蒸馏的深度真空压力可使得更难以冷凝所述蒸气流(无再增压时)。最佳的温度为不太高以便降低或防止蒸发器的釜馏物侧结垢且仍确保可产生有用的第三效蒸汽的温度。
在一个实施方案中，由第一效蒸发器产生的第一效蒸汽处在约14psia至约38psia(对应于约99℃至约130℃的温度)的压力下，以及处在约16psia至约30psia的压力下。在另一个实施方案中，第一效蒸汽处在约20psia的压力下和约109℃的温度下。由第一效蒸发器501、502和503产生的第一效蒸汽混合(在管线388处)并随后均等或换句话讲分配到第二效蒸发器511、512和513中。第一效蒸汽管线388将第一效蒸汽供给到第二效蒸发器511、512和513的蒸气入口。作为另外一种选择，来自每个第一效蒸发器的第一效蒸汽可供给相应的第二效蒸发器。例如，在第一效蒸发器501中产生的蒸汽供给到第二效蒸发器511。
第二效蒸发器511、512和513与第三效蒸发器521、522和523的排列和操作非常类似于第一效蒸发器501、502和503，不同的是第二效和第三效蒸发器在较低的压力和温度下操作，第二效蒸发器被收集于第一效蒸发器501、502和503的第一效蒸汽加热且第三效蒸发器被收集于第二效蒸发器511、512和513的第二效蒸汽加热。在一个实施方案中，每效中蒸发器的压降为约4.0psi至约7.0psi。在一个实施方案中，后一效的压降低于前一效。例如，对于其中利用20psia的第一效压力的特定实施方案，第一效蒸发器的压降为约6.1psia且第二效蒸发器的压降为约4.6psia。一般来讲，沿着蒸发器的总压降取决于各效蒸发器之间的温度差。例如，沿着蒸发器的压降基于邻近效之间10℃的温度差，对于其中利用20psia第一效压力的特定实施方案，产生的第三效蒸汽处于约9.3psi的压力下。
第一效中间釜馏物进入第二效蒸发器511的顶部并更浓缩地离开蒸发器511的底部。离开蒸发器511的浓缩釜馏物可进入下一个第二效蒸发器512的顶部并最终作为第二中间釜馏物管线384中的第二中间釜馏物离开最后一个第二效蒸发器513的底部。由蒸发器511、512和513中的第一中间釜馏物沸腾出的蒸汽作为第二效蒸汽通过相应的蒸汽出口释放出并进入第二效蒸汽管线398。由第一效蒸发器产生的第二效蒸汽可混合(在管线398处)并随后均等或换句话讲分配到第三效蒸发器中。第二效蒸汽管线398将第二效蒸汽供给到第三效蒸发器521、522和523的蒸气入口。作为另外一种选择，每一个第二效蒸发器可将第二效蒸汽供给到蒸发系列中仅仅相应的第三效蒸发器中。在一个实施方案中，由第二效蒸发器产生的第二效蒸汽处在约10psia至约16psia的压力下，以及约90℃至约106℃的温度下。在另一个实施方案中，第二效蒸汽处在约13.85psia的压力下和约99℃的温度下。
第二效中间釜馏物进入第三效蒸发器521的顶部并更浓缩地离开蒸发器521的底部。离开蒸发器521的浓缩釜馏物可进入下一个第三效蒸发器522的顶部并最终作为糖浆276离开最后一个第三效蒸发器523的底部，所述糖浆可被输送到混合器290以形成混合的谷物和糖浆物流278，其被干燥以生产DDGS 282。从蒸发器521、522和523中的第二中间釜馏物沸腾出的蒸汽作为第三效蒸汽通过相应的蒸汽出口释放出并进入蒸汽管线292，其分流成将第三效蒸汽分别输送到啤酒塔220和溶剂塔230的蒸汽管线294和296。在一个实施方案中，由第三效蒸发器产生的第三效蒸汽处在约7psia至约12psia的压力下，以及约80℃至约95℃的温度下，在另一个实施方案中第三效蒸汽处在约85℃至约90℃的温度下。在另一个实施方案中，第三效蒸汽处在约9.3psia的压力下和约88℃的温度下。
在一个实施方案中，第三效蒸汽来供给足够的热量以用于在啤酒塔220内蒸馏发酵的进料212′。在一个实施方案中，第三效蒸汽来供给足够的热量以用于在溶剂塔230内蒸馏含丁醇的有机相208。在一个实施方案中，工厂蒸汽与第三效蒸汽一起来供给足够的热量以用于在啤酒塔220内蒸馏发酵的进料212′。在一个实施方案中，工厂蒸汽与第三效蒸汽一起来供给足够的热量以用于在溶剂塔230内蒸馏含丁醇的有机相208。在另一个实施方案中，仅仅啤酒塔220供给有第三效蒸汽。在另一个实施方案中，仅仅溶剂塔230供给有第三效蒸汽。对于丁醇回收工艺的其它实施方案，例如利用不同于或者除了液-液萃取之外的就地产物移除技术(例如汽提、吸附、全蒸发、膜溶剂萃取)的回收工艺，以及对于有关其它醇的回收工艺，来自本文所述的多效蒸发系统的第三效蒸汽可用来向所述工艺的一个或多个蒸馏单元操作供给热量。接纳来自第三效蒸汽的热量的一个或多个蒸馏单元操作应维持在低于大气压的压力下，从而避免在第三效蒸汽注入到特定的蒸馏塔之前必须对其加压。
本发明的三列、三效蒸发器可提供优于两效蒸发系统的优点，这是通过有效地利用第二效蒸汽以获得较高浓度的糖浆，或者作为另外一种选择获得与两效蒸发系统相同浓度的糖浆但允许较高的釜馏物产量。更稀释的糖浆可为工艺所期望的，因为稀释的糖浆可降低设备结垢的可能性并且可需要较少的传输力。浓缩的糖浆也提供优点，并且可提供比稀释的糖浆更节能的工艺，因为浓缩的糖浆中更少的水降低下游DDGS烘干机(例如烘干机295)的热负荷。本发明的三列、三效蒸发器也可提供有效地利用蒸发系统蒸汽的优点，所述优点是通过获得来自最后一效的具有最佳温度和压力的蒸汽用于直接喂入到啤酒塔220和溶剂塔230而无附加预热或冷却和/或加压步骤。此外，对于具体的丁醇生产，啤酒塔、溶剂塔和丁醇蒸馏塔以某种方式布置使得可利用第三效蒸汽同时仍保持第一效蒸发器温度较低，以便在生产操作期间每年仅需要少数蒸发器清洁。具体地，由于啤酒塔220和溶剂塔230并联布置，并且可以最小的压降(例如约1.5psi至约2.0psi)操作，因此本发明提供的优点使得第一效蒸发器可在适度的温度和压力(例如约20psia和约109℃)下操作，所述温度和压力允许第二效和第三效蒸发器中的必要压降同时仍实现用于直接喂入到丁醇回收蒸馏塔中的有用温度和压力的第三效蒸汽。
此外，通向并离开每个蒸发器的多条管线可安装阀门以便所述三个第一效蒸发器501、502和503中的任何一个、所述三个第二效蒸发器511、512和513中的任何一个以及所述三个第三效蒸发器521、522和523中的任何一个可被离线和绕过用于维修。用于隔离并绕过蒸发器的阀门将参照蒸发器501进行描述。蒸发器501在蒸汽管线阀门320打开时，在稀釜馏物入口阀324打开时，在稀釜馏物出口阀326打开时，在第一效蒸汽出口阀328打开时并且在稀釜馏物旁路阀322关闭时在线。当阀门320、322、324、326和328处于该配置时，蒸发器501接纳工厂蒸汽用于加热，接纳稀釜馏物用于蒸发，产生第一效蒸汽供第二效蒸发器(蒸发器511、512和513)使用，并且产生轻微浓缩的釜馏物供蒸发器502(如果蒸发器502在线)进一步蒸发。蒸发器501在蒸汽管线阀门320关闭时，在稀釜馏物入口阀324关闭时，在第一效蒸汽出口阀328关闭时并且在稀釜馏物旁路阀322打开时离线。当阀门320、322、324、326和328处于该配置时，蒸发器501不接纳工厂蒸汽、稀釜馏物或者甚至第一效蒸汽的回流。当为该配置时，稀釜馏物绕过蒸发器501并流入蒸发器502。应当理解三效中的其它蒸发器可类似于蒸发器501安装阀门，并且可以相同的方式在线或离线，因此对于这些蒸发器阀门的详细讨论被省略。此外，第二效和第三效蒸发器中的每一个可具有类似于第一效蒸发器的蒸汽管线阀门320的工厂蒸汽管线阀门。因此，工厂蒸汽可用于补充或替换操作后续各效蒸发器所用的蒸发器蒸汽。例如，如果蒸发系列(例如蒸发器501、511和521)中的蒸发器之一(例如第一效蒸发器501)被离线，则所述系列中的后一效蒸发器(例如第二效蒸发器511)可继续用工厂蒸汽操作。
尽管工厂生产量和效率可用较多数目的在线蒸发器改善，所述蒸发器产生更多用于系统200中的其它单元操作(例如如上所述的啤酒塔220和溶剂塔230)的蒸汽，但是用于隔离并绕过一个或多个蒸发器的阀门使得进行日常维修、蒸发器的清洁或修理(如果需要工厂停工)的灵活性最小化。取决于会需要被离线的蒸发器，蒸发系列和工艺设置因此也可被重新配置。例如，尽管不是最佳的，但是整效可被离线(例如第一效蒸发器)，使得所述系统作为三列操作，两效蒸发系统和第二效蒸气整合在所述系统中。然而，由于蒸发浓缩工艺中仅有两效，能量利用效率会较低，并且流向蒸发器的稀釜馏物的流量需要被降低以便实现高度浓缩的糖浆。优选每效中仅仅一个蒸发器在任何给定的时间被离线，使得所述系统可作为两列、三效蒸发系统操作。因此，仍产生最佳温度和压力的第三效蒸汽以供给用于啤酒塔和溶剂塔操作的加热蒸气，如同蒸发器在线时。用于在线和离线蒸发器配置的其它选项仍可获得。例如，另一选项为离线所述系统中的仅仅一个蒸发器(例如第一个第一效蒸发器501)并操作第一效的剩余蒸发器502和503，以及第二效和第三效的所有蒸发器。在该情况下，可有必要通过连接到第一效蒸汽管线388的补充蒸汽管线(未示出)加入补充工厂蒸汽，以便为操作第二效的所有三个蒸发器提供充足的蒸汽。
此外，每个蒸发器可在底部罐部分545中具有检测其内的浓缩釜馏物的液面传感器，并且连接到蒸发器的管线可具有流量传感器。多个阀门可被操作以基于传感器的反馈控制流量。因此，例如可控制流向每个蒸发器的釜馏物，以便基于蒸发器的罐部分545中的传感液面向特定的蒸发器提供或多或少的釜馏物。此外，供给到每个蒸发器中的蒸汽可通过控制相应的蒸汽入口阀改变，从而确保基于每个蒸发器的热负荷最优化。
此外，任何或每个蒸发器可在底部罐部分545中具有相间检测器用于检测相分离。相间检测为本领域已知并且可利用诸如红外、近红外、密度测量的技术。在实施方案中，蒸发容器可被构造成允许可视的相间检测。在其中稀釜馏物包括油(例如原料中的油)或溶剂并因此为两相混合物的实施方案中，相分离可在任何蒸发器中检测到，允许在最终糖浆形成之前从釜馏物中除去有机相。蒸发器中的有机相移除将意味着随后蒸发器中较少的负荷以及依据体积和泵送功率的效果。在其中有机相包括溶剂的实施方案中，移除的溶剂可被循环以后续用于所述工艺中。
除了参照图3所述的工艺之外，配备有本公开的本领域的技术人员将能够理解附加配置也将提供优点而不背离本发明的精神。例如，多效蒸发系统600参照图5被描述。多效蒸发系统600由两列、四效蒸发器(总计8个蒸发器)形成以将来自分离器270的稀釜馏物274浓缩为糖浆276，所述糖浆可被喂入到烘干机295中。第一效蒸发器为蒸发器601和602。第二效蒸发器为蒸发器611和612。第三效蒸发器为621和622。第四效蒸发器为631和632。蒸发器可具有例如多效蒸发系统280所述的任何常规设计。在该构型中，第四效为最后一效，并且最后一效蒸汽可为啤酒塔和/或溶剂塔的操作供给加热蒸气。
又如，多效蒸发系统700参照图6被描述。多效蒸发系统700保持常规乙醇工厂设计的四列、双效蒸发器，其中将第三效的一至四个蒸发器(9-12蒸发器)加入以将来自分离器270的稀釜馏物274浓缩为糖浆276，所述糖浆可被喂入到烘干机295中。第一效蒸发器为蒸发器701、702、703和704。第二效蒸发器为蒸发器711、712、713和714。第三效蒸发器为蒸发器721、722和723。然而，尽管图6中描绘了3个蒸发器用于最后一效，但是在该构型中，最后一效可包括1、2、3或4个蒸发器。蒸发器可具有例如多效蒸发系统280所述的任何常规设计。在该构型中，第三效为最后一效，并且最后一效蒸汽可为啤酒塔和/或溶剂塔的操作供给加热蒸气。蒸气流792可与其它第二效蒸气混合或者直接送到所述工艺的其它部件。类似地，在其它实施方案中，由下一效到最后一效的蒸气流可直接所述工艺的塔或其它部件。
可采用所述方法的计算模型来论证本发明的方法。过程模型是工程师用于模拟复杂化学过程的公认方法。过程模型软件进行许多基本的工程计算，例如质量和能量平衡，气/液平衡以及反应速率计算。分馏装置的模型尤其充分建立。基于实验方法确定的二元气/液平衡和液/液平衡数据的计算能够可靠地预测多组分混合物的行为。该性能已被扩大，能够使用精确算法如由Joseph Boston of Aspentech，Inc.(Burlington，Mass)研发的“内-外”算法，对复杂多级段多组分蒸馏塔和蒸发塔模型。商业模型软件如Aspentech的Aspen Plus可与物理特性数据库如得自American Institute ofChemical Engineers，Inc.(New York，NY)的DIPPR联合使用，以产生所述过程的精确模型和评定。以下非限制性实施例将进一步示出本发明。
实施例
以下比较实施例通过工艺模型获得，并且示出了对于相同的25.5％的干玉米载荷与常规的乙醇生产工艺相比的根据本发明的醇生产工艺的能量利用效率。干玉米载荷定义为基于分批发酵装载到发酵罐中的总干玉米除以发酵罐中包括水的物质总重量。在每个实施例中，用于捣碎、加热和发酵的50MM gal/yr的玉米进料具有15重量％的水和余量干玉米的组成。所述干玉米具有70重量％的淀粉，9.8重量％的蛋白质和8重量％的不可发酵的溶解固体(NFDS)。
实施例1：具有四列、双效釜馏物蒸发的乙醇生产工艺
实施例1提供了“干磨”乙醇发酵生产工艺的工艺模型模拟，所述工艺遵循如以上参照图1所示和所述的干磨乙醇工厂100的工艺示意图。如图1所描绘的，对于该模型模拟，物流194被分成物流126和128，分别为啤酒塔120和精馏塔130的运转提供热量。为实施例1的模拟而输入的参数列于表1中。由工艺模型计算出的某些尺寸和热负荷结果也列于表1中。这些参数不包括物理特性参数、与喂入到糊状玉米进料中的混杂进料(例如酶、氨)相关的参数、糊状物蒸煮及糖化参数、以及与收敛及其它计算选项或诊断相关的那些。在下表中，缩写“EtOH”是指乙醇。
表1：用于模拟实施例1的乙醇工艺的条件
实施例1的物流结果列于表2中。啤酒塔流量和液体质量组成特征列于表3中。精馏塔流量和液体质量组成特征列于表4中。
实施例2：具有三列、三效釜馏物蒸发的丁醇生产工艺
实施例2提供了“干磨”丁醇发酵生产工艺的工艺模型模拟，所述工艺遵循如以上参照图2和图3所示和所述的系统200的工艺示意图。使用异丁醇作为丁醇异构体并使用油醇作为萃取剂，通过工艺模型获得实施例2。类似的情况将预计获得相似的结果，其中由于异丁醇和1-丁醇的物理特性数据相似，以及水和这些丁醇异构体之间的共沸物异质特性，选择1-丁醇或1-丁醇和异丁醇的混合物作为丁醇异构体。
为实施例2的模拟而输入的参数列于表5中。由工艺模型计算出的某些尺寸和热负荷结果也列于表5中。这些参数不包括物理特性参数、与喂入到糊状玉米进料中的混杂进料(例如酶、氨)相关的参数、糊状物蒸煮及糖化参数、以及与收敛及其它计算选项或诊断相关的那些。在下表中，缩写“OLEYLOH”是指油醇，并且“I-BUOH”或“BUOH”是指异丁醇。
表5：用于模拟实施例2的丁醇工艺的条件
实施例2的物流结果列于表6中。啤酒塔流量和液体质量组成特征列于表7中。溶剂塔流量和液体质量组成特征列于表8中。丁醇塔流量和液体质量组成特征列于表9中。
实施例3：具有四列、双效釜馏物蒸发的丁醇生产工艺
实施例3提供了“干磨”丁醇发酵生产工艺的比较工艺模型模拟，所述工艺基本上遵循如以上参照图2所示和所述的系统200的工艺示意图，不同的是蒸发系统280用图4所示的四列、双效蒸发系统280′代替。在图4的蒸发系统280′中，将稀釜馏物274浓缩为糖浆276′(然后输送到混合器290，参见图2)，并且第一效蒸发器151-154被清洁的工厂蒸汽288加热。由第二效蒸发器161-164产生的第二效蒸汽292′离开蒸发系统280′(然后分流成将蒸汽喂入到啤酒塔220和溶剂塔230的管线294和296中，参见图2)。四列、双效蒸发系统280′被配置为与以上参照图1和比较实施例1的乙醇生产工艺所述的蒸发系统150相同，其中类似的参考号表明相同或功能相似的元件。因此，图4的详细讨论被省略。
为实施例3的模拟而输入的参数列于表10中。由工艺模型计算出的某些尺寸及热负荷结果也列于表10中。这些参数不包括物理特性参数、与喂入到糊状玉米进料中的混杂进料(例如酶、氨)相关的参数、糊状物蒸煮及糖化参数、以及与收敛及其它计算选项或诊断相关的那些。
表10：用于模拟实施例3的丁醇工艺的条件
实施例3的物流结果列于表11中。啤酒塔流量和液体质量组成特征列于表12中。溶剂塔流量和液体质量组成特征列于表13中。丁醇塔流量和液体质量组成特征列于表14中。
表15对基于加热负荷、冷却负荷、以及由流程间的热交换供给的负荷的实施例1、实施例2和实施例3的工艺总体热消耗进行了比较，如由工艺模型所计算的。表15示出了对于生产的产物，根据本发明方法的丁醇生产能够令人吃惊地为比常规的乙醇生产方法更节能的方法。具体地，基于重量，丁醇具有比乙醇高大约25％的能量密度，并且考虑到该能量密度差别，对于实施例1和2的相应模拟，每千克乙醇的热消耗大于每千克丁醇的热消耗。此外，随着实施例1的第一效蒸发器(即84284MJ/hr)和实施例2的第一效蒸发器(即85492MJ/hr)之间相当的热负荷，45重量％水的更浓缩的糖浆能够由实施例2的三效、三列蒸发系统产生，尽管比产生61.5重量％水的糖浆的实施例1的系统中少一列蒸发。
类似地，45重量％水的更浓缩的糖浆能够由实施例2的系统产生，尽管比产生61.5重量％水的糖浆的实施例3的系统中少一列蒸发。此外，为了获得具有9重量％水的DDGS产物，实施例2的计算DDGS烘干机负荷仅为68971MJ/hr，而实施例3的计算DDGS烘干机负荷为82458MJ/hr。此外，如表15中所示，实施例3中每千克丁醇的热消耗大于实施例2。这表明利用如实施例3中所模拟的四列、双效蒸发系统的丁醇生产工艺比利用根据本发明的三列、三效蒸发系统的丁醇生产工艺令人吃惊地总体不太节能。
表15：实施例1、2和3的工艺总体热消耗(Q)
实施例4：具有三列、双效釜馏物蒸发的乙醇生产工艺
实施例4提供了利用与实施例1中所用相同的工艺示意图和基本上相同的模型参数(参见图1和表1)的“干磨”乙醇发酵生产工艺的工艺模型模拟，但是改为蒸发系统150的一列蒸发排除于工艺模型外。在实施例4中，实施例1中所用工艺模型参数的微量改变包括39℃下的再生冷却器/冷凝器操作、115.5℃下的蒸发器加热器入口温度和111.6℃下的出口温度。此外，实施例4模拟了60重量％水的糖浆(158)产生和干燥(在DDGS烘干机180)为9重量％水浓度。实施例4模拟了操作具有三列、双效蒸发系统的图1中乙醇工厂100的方案，因此绕过一个被离线用于清洁或维修的蒸发系列。具体地，实施例4的工艺模型模拟类似于实施例1，但是由第一效蒸发器153和第二效蒸发器163组成的蒸发系列排除于工艺示意图之外。因此，离开第一效蒸发器152的釜馏物喂入最后一个第一效蒸发器154，并且离开第二效蒸发器162的釜馏物喂入最后一个第二效蒸发器164。实施例4表16提供了基于加热负荷、冷却负荷、以及由流程间的热交换供给的负荷的实施例4工艺总体热消耗，如由工艺模型所计算的。
实施例5：具有两列、三效釜馏物蒸发的丁醇生产工艺
实施例5提供了利用与实施例2中所用相同的工艺示意图和基本上相同的模型参数(参见图2和图3以及表5)的“干磨”乙醇发酵生产工艺的工艺模型模拟，但是改为蒸发系统280的一列蒸发排除于工艺模型外。实施例5模拟了操作具有两列、三效蒸发系统的用于丁醇回收的图2和图3中系统200的方案，因此绕过一个被离线用于清洁或维修的蒸发系列。具体地，实施例5的工艺模型模拟类似于实施例2，但是由第一效蒸发器502、第二效蒸发器512和第三效蒸发器522组成的蒸发系列排除于工艺示意图之外。因此，离开第一效蒸发器501的釜馏物喂入最后一个第一效蒸发器503，离开第二效蒸发器511的釜馏物喂入最后一个第二效蒸发器513，并且离开第三效蒸发器521的釜馏物喂入最后一个第三效蒸发器523。实施例5模拟了45重量％水的糖浆(276)产生和干燥(在DDGS烘干机295)为9重量％水浓度。表16提供了基于加热负荷、冷却负荷、以及由流程间的热交换供给的负荷的实施例5工艺总体热消耗，如由工艺模型所计算的。
实施例6：具有三列、双效釜馏物蒸发的丁醇生产工艺
实施例6提供了利用与实施例3中所用相同的工艺示意图和基本上相同的模型参数(参见图2和图4以及表10)的“干磨”乙醇发酵生产工艺的工艺模型模拟，但是改为蒸发系统280′的一列蒸发排除于工艺模型外。此外，在实施例6中，啤酒塔和溶剂塔具有8.8psia的顶部压力和10.3psia的底部压力，并且丁醇塔具有8.8psia的顶部压力和9.6psia的底部压力。实施例6模拟了操作具有三列、双效蒸发系统的用于丁醇回收的系统200的方案，因此绕过一个被离线用于清洁或维修的蒸发系列。具体地，实施例6的工艺模型模拟类似于实施例3，但是由第一效蒸发器153和第二效蒸发器163组成的蒸发系列排除于工艺示意图之外。因此，离开第一效蒸发器152的釜馏物喂入最后一个第一效蒸发器154，并且离开第二效蒸发器162的釜馏物喂入最后一个第二效蒸发器164。实施例6模拟了61.5重量％水的糖浆(276′)产生和干燥(在DDGS烘干机295)为9重量％水浓度。表16提供了基于加热负荷、冷却负荷、以及由流程间的热交换供给的负荷的实施例6工艺总体热消耗，如由工艺模型所计算的。
表16：用于实施例4、5和6的工艺总体热消耗(Q)
表16示出了对于生产的产物，根据本发明方法的丁醇生产能够为比常规的乙醇生产方法更节能的方法，即使在蒸发系列于釜馏物副产物浓缩期间被离线时。表16还示出了根据本发明方法采用两列、三效蒸发系统用于釜馏物浓缩的丁醇生产能够为比用三列、双效蒸发系统操作的丁醇生产方法更节能的方法。本发明的系统和方法中这种示例性改善的能量效率和灵活性提供如下优点：使得由可再生资源商业生产醇燃料，以及由釜馏物副产物生产牲畜饲料为经济、环境友好且灵活制造的方法。
尽管本发明的多个实施方案已如上描述，但是应当理解它们仅仅以举例的方式存在，并且不受限制。对相关领域的技术人员将显而易见的是能够在不脱离本发明的实质和范围下能够对其进行形式和细节的多种变型。因此，本发明的广度和范围应不受任何上述示例性实施方案的限制，但应仅仅根据以下权利要求及其等同物限定。
在本说明书中提及的所有公布、专利和专利申请均指示本发明所属领域的技术人员的技术水平，并且以引用方式并入本文至如同每个单独的公布、专利或专利申请被具体且单独地指明为以引用方式并入的相同程度。

Claims (39)

1.从发酵的进料中分离醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的方法，包括：
在压力维持低于大气压的啤酒塔中，分离发酵的进料的至少一部分以产生：(i)富含醇的蒸气和(ii)包括稀釜馏物的贫含醇的啤酒塔底物；
利用至少两个串联布置的第一效蒸发器，从所述稀釜馏物中蒸发水以产生第一中间釜馏物和第一效蒸汽；
利用至少两个串联布置的第二效蒸发器，利用来自所述第一效蒸汽的热量从所产生的第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二中间釜馏物和第二效蒸汽；
利用至少一个第三效蒸发器，利用来自所述第二效蒸汽的热量从所产生的第二中间釜馏物中蒸发水以产生糖浆；以及
利用由最后一效蒸发器产生的最后一效蒸汽的至少一部分来供给热量以用于在所述啤酒塔中蒸馏所述发酵的进料。
2.权利要求1的方法，包括三效，所述三效包括三个串联布置的第一效蒸发器、三个串联布置的第二效蒸发器和三个串联布置的第三效蒸发器。
3.权利要求1的方法，包括四效，所述四效包括两个串联布置的第一效蒸发器、两个串联布置的第二效蒸发器、两个串联布置的第三效蒸发器，并且还包括两个串联布置的第四效蒸发器。
4.权利要求1的方法，包括三效，所述三效包括四个串联布置的第一效蒸发器、四个串联布置的第二效蒸发器和至少一个第三效蒸发器。
5.权利要求4的方法，包括二至四个串联布置的第三效蒸发器。
6.权利要求1的方法，其中在所述啤酒塔中由所述发酵的进料蒸馏出的富含醇的蒸气为富含丁醇的蒸气。
7.权利要求1的方法，其中在所述啤酒塔中由所述发酵的进料蒸馏出的富含醇的蒸气为富含丁醇的蒸气，并且所述发酵的进料包括溶剂。
8.权利要求1的方法，其中所述稀釜馏物主要包括水。
9.权利要求1的方法，其中所述稀釜馏物包括溶剂，所述溶剂包括下列中的至少一种：C12-C22脂肪醇、C12-C22脂肪酸、C12-C22脂肪酸的酯、C12-C22脂肪醛、或C12-C22脂肪酰胺。
10.权利要求7的方法，所述方法还包括：
将所述发酵的进料分离为富含溶剂的部分和贫含溶剂的部分，所述贫含溶剂的部分为在所述啤酒塔中蒸馏的发酵进料的部分；
在溶剂塔中分离所述富含溶剂的部分以产生贫含溶剂且富含醇的蒸气和富含溶剂且贫含醇的液体，所述溶剂塔与所述啤酒塔并联操作并维持在低于大气压的压力下；以及
利用所述最后一效蒸汽的一部分来供给足够的热量以用于在所述溶剂塔中蒸馏所述发酵进料中富含溶剂的部分。
11.权利要求10的方法，还包括：
冷凝在所述啤酒塔中产生的富含丁醇的蒸气以产生第一富含丁醇的液体；
冷凝在所述溶剂塔中产生的贫含溶剂的蒸气以产生贫含溶剂的液体；
混合所述第一富含丁醇的液体和所述贫含溶剂的液体以产生包含丁醇的液体；
分离所述包含丁醇的液体以产生第二富含丁醇的液体和贫含丁醇的液体；以及
在蒸馏塔中蒸馏所述第二富含丁醇的液体以产生基本上100重量％丁醇的液体塔底产物。
12.权利要求1的方法，其中所述第一效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而剩余的第一效蒸发器继续运转。
13.权利要求1的方法，其中所述第二效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而剩余的第二效蒸发器继续运转。
14.权利要求2的方法，其中所述第二效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而剩余的第二效蒸发器继续运转。
15.权利要求1的方法，其中所述第三效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而剩余的第三效蒸发器继续运转。
16.权利要求2的方法，其中所述第三效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而剩余的第三效蒸发器继续运转。
17.权利要求3的方法，其中所述第四效蒸发器被布置成使得所述蒸发器中的一个能够被绕过，而剩余的第四效蒸发器继续运转。
18.权利要求1的方法，还包括将在所述啤酒塔中产生的稀釜馏物喂入到并联的第一效蒸发器。
19.权利要求1的方法，还包括利用工厂蒸汽来供给足够的热量以用于从所述第一效蒸发器内的稀釜馏物中蒸发水。
20.从发酵的进料中分离醇并将稀釜馏物浓缩为糖浆的系统，包括：
具有接纳发酵的进料的入口的啤酒塔，所述啤酒塔具有排放富含醇的蒸气的顶部出口和排放贫含醇的啤酒塔底物的啤酒塔底物出口，所述啤酒塔底物包括酒糟和稀釜馏物，所述稀釜馏物主要包括水，以及任选地包括溶剂；
浓缩所述稀釜馏物的多效蒸发系统，所述多效蒸发系统包括：
从所述稀釜馏物中蒸发水以产生第一效蒸汽和第一中间釜馏物的一组第一效蒸发器，所述第一效蒸发器包括串联连接的至少第一个和第二个第一效蒸发器，其中所述第一个第一效蒸发器具有与所述啤酒塔的啤酒塔底物出口连通以接纳所述啤酒塔底物的稀釜馏物的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第一效蒸发器具有与在前第一效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第一效蒸发器中的每一个具有接纳来自蒸气源的加热蒸气的蒸气入口，每个第一效蒸发器被构造成引起所述加热蒸气与所述稀釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述稀釜馏物中蒸发以产生所述第一中间釜馏物和所述第一效蒸汽，每个第一效蒸发器具有释放所述第一效蒸汽的第一效蒸汽出口；
从所述第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二效蒸汽和第二中间釜馏物的一组第二效蒸发器，所述第二效蒸发器包括串联连接的至少第一个和第二个第二效蒸发器，其中所述第一个第二效蒸发器具有连接到最后一个第一效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第二效蒸发器具有与在前第二效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第二效蒸发器中的每一个具有连接到所述第一效蒸汽出口的蒸气入口，每个第二效蒸发器被构造成引起所述第一效蒸汽与所述第一中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第一中间釜馏物中蒸发以产生第二中间釜馏物和所述第二效蒸汽，每个第二效蒸发器具有释放所述第二效蒸汽的第二效蒸汽出口；和
从所述第二中间釜馏物中蒸发水以产生第三效蒸汽和糖浆的一组第三效蒸发器，所述第三效蒸发器包括串联连接的至少第一个和第二个第三效蒸发器，其中所述第一个第三效蒸发器具有连接到最后一个第二效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第三效蒸发器具有与在前第三效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第三效蒸发器中的每一个具有连接到所述第二效蒸汽出口的蒸气入口，每个第三效蒸发器被构造成引起所述第二效蒸汽与所述第二中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第二中间釜馏物中蒸发以产生所述糖浆和所述第三效蒸汽，每个第三效蒸发器具有释放所述第三效蒸汽的第三效蒸汽出口；以及
蒸汽管线，所述蒸汽管线将最后一效蒸发器的最后一效蒸汽出口连接到所述啤酒塔的蒸气入口，使得最后一效蒸汽的至少一部分为所述啤酒塔的运转提供热量。
21.权利要求20的系统，包括三效，所述三效包括三个串联布置的第一效蒸发器、三个串联布置的第二效蒸发器和三个串联布置的第三效蒸发器。
22.权利要求20的系统，包括四效，所述四效包括两个串联布置的第一效蒸发器、两个串联布置的第二效蒸发器、两个串联布置的第三效蒸发器，并且还包括两个串联布置的第四效蒸发器。
23.权利要求20的系统，包括三效，所述三效包括四个串联布置的第一效蒸发器、四个串联布置的第二效蒸发器和至少一个第三效蒸发器。
24.权利要求23的系统，包括二至四个串联布置的第三效蒸发器。
25.权利要求20的系统，还包括：
分离器，所述分离器被构造成从所述啤酒塔底物的酒糟中分离所述稀釜馏物；
啤酒塔底物管线，所述啤酒塔底物管线连接所述分离器和所述啤酒塔底物出口；和
稀釜馏物管线，所述稀釜馏物管线连接所述分离器和所述第一个第一效蒸发器的釜馏物入口。
26.权利要求25的系统，其中所述分离器为离心机或压滤机。
27.权利要求25的系统，还包括连接到所述第一稀釜馏物管线的第二和第三稀釜馏物管线，所述第二个和第三个第一效蒸发器中的每一个的釜馏物入口与相应的第二和第三稀釜馏物管线连通，从而所述第一个、第二个和第三个第一效蒸发器可并联接纳来自所述分离器的稀釜馏物。
28.权利要求20的系统，其中在所述啤酒塔内蒸气入口处的压力低于大气压。
29.权利要求20的系统，还包括：
具有接纳包括溶剂的发酵进料的一部分的入口的溶剂塔，所述溶剂塔具有用于排放贫含溶剂且富含醇的蒸气的顶部出口和用于富含溶剂且贫含醇的液体的塔底出口，所述溶剂塔与所述啤酒塔并联操作；以及
第二蒸汽管线，所述第二蒸汽管线将所述最后一效蒸发器的最后一效蒸汽出口连接到所述溶剂塔的蒸气入口，使得所述最后一效蒸汽的一部分为所述溶剂塔的运转提供热量，其中在所述溶剂塔内蒸气入口处的压力低于大气压。
30.权利要求20的系统，其中所述第一效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向下一个蒸发器的釜馏物入口。
31.权利要求20的系统，其中所述第二效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向下一个蒸发器的釜馏物入口。
32.权利要求20的系统，其中所述第三效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向下一个蒸发器的釜馏物入口。
33.权利要求22的系统，其中所述第四效蒸发器具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向下一个蒸发器的釜馏物入口。
34.权利要求20的系统，其中所述第一、第二和第三效蒸发器中的每一个具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向下一个蒸发器的釜馏物入口。
35.权利要求20的系统，其中所述啤酒塔的顶部出口排放富含丁醇的蒸气。
36.权利要求20的系统，其中所述稀釜馏物包括溶剂，所述溶剂包括下列中的至少一种：C12-C22脂肪醇、C12-C22脂肪酸、C12-C22脂肪酸的酯、C12-C22脂肪醛、或C12-C22脂肪酰胺。
37.权利要求20的系统，其中所述稀釜馏物包括来自发酵原料的油。
38.将稀釜馏物浓缩为糖浆的多效蒸发系统，所述稀釜馏物作为从啤酒塔内的发酵进料中分离醇的副产物获得，所述系统包括：
从所述稀釜馏物中蒸发水以产生第一效蒸汽和第一中间釜馏物的一组第一效蒸发器，所述第一效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第一效蒸发器，其中所述第一个第一效蒸发器具有与所述啤酒塔的啤酒塔底物出口连通以接纳所述啤酒塔底物的稀釜馏物的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第一效蒸发器具有与在前第一效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第一效蒸发器中的每一个具有接纳来自蒸气源的加热蒸气的蒸气入口，每个第一效蒸发器被构造成引起所述加热蒸气与所述稀釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述稀釜馏物中蒸发以产生所述第一中间釜馏物和所述第一效蒸汽，每个第一效蒸发器具有释放所述第一效蒸汽的第一效蒸汽出口；
从所述第一中间釜馏物中蒸发水以产生第二效蒸汽和第二中间釜馏物的一组第二效蒸发器，所述第二效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第二效蒸发器，其中所述第一个第二效蒸发器具有连接到所述第三个第一效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第二效蒸发器具有与在前第二效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第二效蒸发器中的每一个具有连接到所述第一效蒸汽出口的蒸气入口，每个第二效蒸发器被构造成引起所述第一效蒸汽与所述第一中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第一中间釜馏物中蒸发以产生第二中间釜馏物和所述第二效蒸汽，每个第二效蒸发器具有释放所述第二效蒸汽的第二效蒸汽出口；和
从所述第二中间釜馏物中蒸发水以产生第三效蒸汽和糖浆的一组第三效蒸发器，所述第三效蒸发器包括串联连接的第一个、第二个和第三个第三效蒸发器，其中所述第一个第三效蒸发器具有连接到所述第三个第二效蒸发器的釜馏物出口的釜馏物入口和排放釜馏物的釜馏物出口，其中每个后续的第三效蒸发器具有与在前第三效蒸发器的釜馏物出口连通的釜馏物入口，所述第三效蒸发器中的每一个具有连接到所述第二效蒸汽出口的蒸气入口，每个第三效蒸发器被构造成引起所述第二效蒸汽与所述第二中间釜馏物热交换，使得水逐渐地从所述第二中间釜馏物中蒸发以产生所述糖浆和所述第三效蒸汽，每个第三效蒸发器具有释放所述第三效蒸汽的第三效蒸汽出口。
39.权利要求38的系统，其中所述第一、第二和第三效蒸发器中的每一个具有隔离所述蒸发器的阀门和与其相连用于使釜馏物改向流入管线的旁路阀，所述管线绕过所述蒸发器并使所述釜馏物改变路线流向下一个蒸发器的釜馏物入口。
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Families Citing this family (54)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2010138110A1 (en) 2009-05-26 2010-12-02 Fluid-Quip, Inc. Methods for producing a high protein corn meal from a whole stillage byproduct and system therefore
CN103119172B (zh) 2010-06-18 2016-05-11 布特马斯先进生物燃料有限责任公司 在提取发酵中用于醇移除的来源于油的提取溶剂
EP2721163B1 (en) 2011-06-17 2016-12-21 Butamax Advanced Biofuels LLC Co-products from biofuel production processes and methods of making
WO2013013317A1 (en) * 2011-07-28 2013-01-31 Greenfield Ethanol Inc. Solid and liquid separation process
EP2788096A2 (en) 2011-12-09 2014-10-15 Butamax Advanced Biofuels LLC Process to remove product alcohols from fermentation broth
JP2015503350A (ja) 2011-12-30 2015-02-02 ビュータマックス・アドバンスド・バイオフューエルズ・エルエルシー アルコールの発酵生産
CN104822820A (zh) * 2012-05-04 2015-08-05 布特马斯先进生物燃料有限责任公司 用于醇制备和回收的方法和系统
US9605281B2 (en) 2012-09-12 2017-03-28 Butamax Advanced Biofuels Llc Processes and systems for the fermentative production of alcohols
US20140024064A1 (en) 2012-07-23 2014-01-23 Butamax(Tm) Advanced Biofuels Llc Processes and systems for the production of fermentative alcohols
CA2878966A1 (en) 2012-07-26 2014-01-30 Butamax Advanced Biofuels Llc Butanol purification
EP2895612A1 (en) 2012-09-12 2015-07-22 Butamax Advanced Biofuels LLC Processes and systems for the production of fermentation products
US9109196B2 (en) 2012-09-12 2015-08-18 Butamax Advanced Biofuels Llc Processes and systems for the production of fermentation products
CA2885427A1 (en) 2012-09-21 2014-03-27 Butamax Advanced Biofuels Llc A method for producing butanol using two-phase extractive fermentation and recyclable extractant compositions
US20140093931A1 (en) 2012-09-28 2014-04-03 Butamax Advanced Biofuels Llc Production of fermentation products
EP2906706B1 (en) 2012-10-11 2020-02-26 Butamax Advanced Biofuels LLC Processes and systems for the production of fermentation products
WO2014105840A1 (en) 2012-12-31 2014-07-03 Butamax Advanced Biofuels Llc Fermentative production of alcohols
WO2014159309A1 (en) 2013-03-12 2014-10-02 Butamax Advanced Biofuels Llc Processes and systems for the production of alcohols
BR112015020685A2 (pt) 2013-03-15 2017-07-18 Butamax Advanced Biofuels Llc método para a recuperação do butanol, composição, métodos para a extração de álcool e de secagem
US9469584B2 (en) 2013-03-15 2016-10-18 Butamax Advanced Biofuels Llc Method for producing butanol using extractive fermentation
US20150087040A1 (en) * 2013-09-26 2015-03-26 E I Du Pont De Nemours And Company Production of ethanol and recycle water in a cellulosic fermentation process
US9120834B2 (en) * 2013-10-31 2015-09-01 Cms Technologies Holdings, Inc. Membrane separation of ionic liquid solutions
US10221387B2 (en) 2013-11-01 2019-03-05 Rayeman Elements, Inc. Integrated ethanol and biodiesel facility
US8722924B1 (en) 2013-11-01 2014-05-13 WB Technologies LLC Integrated ethanol and biodiesel facility
MX2016013359A (es) 2014-04-11 2017-02-09 Butamax Advanced Biofuels Llc Mitigacion de la contaminacion.
CN104001338B (zh) * 2014-05-13 2018-02-02 上海金力泰化工股份有限公司 一种脱溶剂系统及其操作工艺
US11427839B2 (en) 2014-08-29 2022-08-30 Lee Tech Llc Yeast stage tank incorporated fermentation system and method
US11680278B2 (en) 2014-08-29 2023-06-20 Lee Tech Llc Yeast stage tank incorporated fermentation system and method
US20160244788A1 (en) 2015-02-19 2016-08-25 Api Intellectual Property Holdings, Llc Hydrothermal-mechanical conversion of lignocellulosic biomass to ethanol or other fermentation products
EP3115353A1 (en) * 2015-07-10 2017-01-11 GFBiochemicals Ltd. Process for the isolation of levulinic acid
AU2016296875A1 (en) * 2015-07-20 2018-02-15 Buckman Laboratories International, Inc. Applying measurement, control and automation to a dry corn milling ethanol production process to maximize the recovery of ethanol and co-products
US10486079B1 (en) 2016-01-08 2019-11-26 Whitefox Technologies Limited Process and system for dehydrating a byproduct stream in ethanol production
BR112018071311B8 (pt) * 2016-04-20 2021-08-24 Green Plains Inc Processo de produção de biocombustíveis a partir de biomassa após a destilação da biomassa
GB2552297B (en) * 2016-06-15 2020-01-08 Russell Distillers Ltd Liquid treatment apparatus, distillation apparatus, and method of distillation
US11166478B2 (en) 2016-06-20 2021-11-09 Lee Tech Llc Method of making animal feeds from whole stillage
US10267511B2 (en) 2016-07-15 2019-04-23 Bioleap, Inc. Advanced flash exhaust heat recovery
WO2018033536A1 (de) * 2016-08-17 2018-02-22 Covestro Deutschland Ag Verfahren zur herstellung eines isocyanats und mindestens eines weiteren chemischen produkts in einem produktionsverbund
US10729987B1 (en) 2016-12-09 2020-08-04 Whitefox Technologies Limited Process and system for heat integration in ethanol production
US10610802B2 (en) 2017-03-20 2020-04-07 Lanzatech, Inc. Process and system for product recovery and cell recycle
US11117071B2 (en) * 2017-03-29 2021-09-14 LucasE3, L.C. Expanded distillation for ethanol production
US10118107B1 (en) * 2017-11-07 2018-11-06 Fluid Quip Process Technologies, Llc Method and system for distilling alcohol in an alcohol production process
CA3025239A1 (en) 2017-11-27 2019-05-27 Fluid Quip Process Technologies, Llc Method and system for reducing the unfermentable solids content in a protein portion at the back end of a corn dry milling process
US11376521B2 (en) 2018-01-29 2022-07-05 LucasE3, L.C. Efficient distillation of ethanol
US11339107B2 (en) 2018-01-29 2022-05-24 LucasE3, L.C. Efficient distillation of ethanol
US10865370B1 (en) 2018-03-28 2020-12-15 Bioleap, Inc. Cook water preheat using evaporator vapor heat recovery
CN112118897B (zh) * 2018-05-07 2022-07-01 怀弗克斯技术有限公司 在具有分子筛和膜的乙醇生产中使产物流脱水的方法和系统
US10875889B2 (en) 2018-12-28 2020-12-29 Fluid Quip Technologies, Llc Method and system for producing a zein protein product from a whole stillage byproduct produced in a corn dry-milling process
US10392590B1 (en) 2019-01-07 2019-08-27 Fluid Quip Process Technologies, Llc Method and system for distilling alcohol in an alcohol production process
CA3185501A1 (en) 2019-02-08 2020-08-13 Lanzatech, Inc. Process for recovering close boiling products
US11186851B2 (en) 2019-04-05 2021-11-30 LucasE3, L.C. Continuous ethanol recovery from fermentation with high solids corn slurry production
US11541326B2 (en) 2019-04-05 2023-01-03 LucasE3, L.C. Regenerative vapor energy recovery system and method
US11628378B2 (en) * 2020-05-12 2023-04-18 Icm, Inc. Distillation vacuum technology
WO2021243427A1 (pt) * 2020-06-03 2021-12-09 Planetcare Soluções Ambientais Ltda - Me Processo e equipamento concentrador de vinhaça e vinho
BR112023014736A2 (pt) 2021-01-22 2023-12-12 Lee Tech Llc Sistema e método para aperfeiçoamento do processo de moagem úmida e moagem a seco do milho
KR20230157645A (ko) * 2022-05-10 2023-11-17 한화솔루션 주식회사 1,4-사이클로헥산디메탄올 조성물의 정제 방법

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR768994A (fr) * 1934-02-23 1934-08-17 Francois Duriez & Compagine Installation d'appareils pour la concentration des vinasses de distillerie de betteraves combinés pour l'utilisation des vapeurs à la distillerie
US3807479A (en) * 1971-11-19 1974-04-30 Mo Och Domsjoe Ab Process for the evaporation of volatile alcohols and sulphur in the course of black liquor evaporation
CN101437589A (zh) * 2006-02-24 2009-05-20 巴西西门子公司 分路馈给蒸馏法生产酒精的方法和系统

Family Cites Families (14)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2126974A (en) * 1936-11-03 1938-08-16 Gustave T Reich Recovery of products of fermentation
SU721483A1 (ru) * 1978-09-13 1980-03-15 Всесоюзный Научно-Исследовательский Институт Продуктов Брожения Способ производства спирта из крахмалсодержащего сырь
US4309254A (en) 1980-04-17 1982-01-05 Stone And Webster Eng. Corp. Alcohol recovery process
SU996437A1 (ru) * 1981-08-04 1983-02-15 Всесоюзный Научно-Исследовательский Институт Продуктов Брожения Способ производства спирта
US4865973A (en) * 1985-09-13 1989-09-12 Queen's University At Kingston Process for extractive fermentation
US7297236B1 (en) 2001-06-30 2007-11-20 Icm, Inc. Ethanol distillation process
EP1608448A4 (en) 2003-03-28 2007-10-24 Thermal Kinetics Systems Llc DISTILLATION OF ETHANOL USING AN APPARATUS FOR RECOVERING SOLUBLE SOLIDS FROM ALAMBICS
JP5804666B2 (ja) 2005-04-12 2015-11-04 イー・アイ・デュポン・ドウ・ヌムール・アンド・カンパニーＥ．Ｉ．Ｄｕ Ｐｏｎｔ Ｄｅ Ｎｅｍｏｕｒｓ Ａｎｄ Ｃｏｍｐａｎｙ バイオマスの処理および利用における別の供給流れの集中
US8425734B2 (en) * 2007-07-02 2013-04-23 I3 Nanotec Llc Membrane-based hybrid process for separation of mixtures of organics, solids, and water
JP5730019B2 (ja) 2007-12-14 2015-06-03 ビュータマックス・アドバンスド・バイオフューエルズ・エルエルシー 発酵ブロス中のブタノール濃度を制御する方法
JP2011514140A (ja) * 2007-12-27 2011-05-06 ジーヴォ，インコーポレイテッド 低濃度水溶液からの高級アルコールの回収
EP2657344B1 (en) 2008-06-04 2016-04-27 Butamax (TM) Advanced Biofuels LLC Method for producing butanol using two-phase extractive fermentation
CA2756538A1 (en) 2009-04-13 2010-10-21 Butamax(Tm) Advanced Biofuels Llc Method for producing butanol using extractive fermentation
US8968523B2 (en) 2009-07-15 2015-03-03 Butamax Advanced Biofuels Llc Recovery of butanol isomers from a mixture of butanol isomers, water, and an organic extractant

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR768994A (fr) * 1934-02-23 1934-08-17 Francois Duriez & Compagine Installation d'appareils pour la concentration des vinasses de distillerie de betteraves combinés pour l'utilisation des vapeurs à la distillerie
US3807479A (en) * 1971-11-19 1974-04-30 Mo Och Domsjoe Ab Process for the evaporation of volatile alcohols and sulphur in the course of black liquor evaporation
CN101437589A (zh) * 2006-02-24 2009-05-20 巴西西门子公司 分路馈给蒸馏法生产酒精的方法和系统

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