CN104334243B - 与水形成共沸物的化合物稀释液的脱水 - Google Patents

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Abstract

用于将与水形成共沸物的化合物的含水稀释液，如粗级生物乙醇、甲酸或氯仿脱水以形成具有高于共沸水平的浓度的浓缩物的方法和塔构造。具有再沸器(29，42，57)的预浓缩段(26，40，55)与萃取蒸馏段(22，41，52)热耦合。将所述含水稀释液供入预浓缩段中，在其中分离成水和预浓缩物。水经由再沸器排出，而预浓缩物供入萃取蒸馏段中。溶剂在高于预浓缩物的水平处供入萃取蒸馏段中。在萃取蒸馏段中，最终浓缩物与溶剂和水的混合物分离。

Description

与水形成共沸物的化合物稀释液的脱水
本发明涉及一种用于与水形成共沸物的化合物的含水稀释液脱水从而形成具有高于共沸水平的浓度的浓缩物的方法和塔构造。在优选实施方案中，本发明涉及乙醇，如生物乙醇的含水混合物的脱水，从而提供具有所需纯度的浓缩物，例如用作燃料或燃料添加剂。在另一优选实施方案中，本发明涉及甲酸或氯仿的含水混合物的脱水。
生物乙醇通常通过生物质，如木素纤维素生物质或获自甘蔗和/或玉米的生物质的随后糖化和发酵生产。发酵通常获得5-12重量％生物乙醇的含水混合物。为了用作燃料或燃料添加剂，生物乙醇必须具有99.6-99.8重量％的纯度(参见美国标准ASTM D 4806和欧洲标准EN 15376)。
乙醇-水混合物的二元共沸物具有95.63重量％乙醇的乙醇含量。因此，可通过常规蒸馏获得的最高浓度为95.63重量％。为了获得具有标准所要求的99.8重量％乙醇浓度的生物乙醇级分，目前以如下步骤顺序实施脱水方法，包括：在蒸馏塔中的第一预浓缩步骤，这通常获得约92-94重量％的纯度。在第二步骤中，例如通过全蒸发、吸附、变压蒸馏、萃取蒸馏或共沸蒸馏或其组合将所述乙醇脱水至所需的乙醇浓度的程度。如果使用萃取蒸馏或共沸蒸馏，则必须回收所用的溶剂并将其脱水。附图中的图1示意性地显示了目前现有技术的三步生物乙醇脱水。
该多步方法需要高能耗。A.Kiss和D.J.P.C Suszwalak的论文“Enhancedbioethanol dehydration by extractive and azeotropic distillation in dividing-wall columns”，Separation and Purification Technology，86，第70-78页(2012)提出了在顶隔壁塔中将第二步骤(预浓缩的乙醇级分的萃取蒸馏)与第三步骤(溶剂回收)合并。该塔的顶段和中段被垂直延伸的将进料侧与出料侧隔开的分隔壁隔开。底段未被隔开且提供有单一的再沸器。在中段的入口侧将预浓缩的生物乙醇供入该塔中。在更高水平处将乙二醇供入该塔中。乙醇升至入口侧的顶段，在此经由第一冷凝器排出。水和乙二醇的混合物向下流至底段，在其中将水蒸发以与乙二醇分离，乙二醇经由底段处的再沸器排出，而水经由该塔出料侧顶段处的冷凝器排出。然而，为了获得所需的乙醇浓度，该系统仍需要独立的预浓缩步骤，该步骤实际上是该方法中能量最密集的部分。
本发明的目的是设计一种用于将与水形成共沸物的化合物的含水稀释液，如粗级生物乙醇、甲酸和氯仿脱水，从而获得具有所需浓度水平的脱水级分且需要较少能量消耗的方法。
本发明的目的由一种使用具有再沸器的预浓缩段和萃取蒸馏段的方法实现，其中所述预浓缩段与所述萃取蒸馏段热耦合。将含水稀料流供入所述预浓缩段中，在其中分离成水和预浓缩物。分离的水经由再沸器排出。将所述预浓缩物供入萃取蒸馏段中。将溶剂在高于所述预浓缩物的水平处供入萃取蒸馏段中。在萃取蒸馏段中，将最终的浓缩物与溶剂和水的混合物分离。
通过将预浓缩段和萃取蒸馏段热耦合，可大大节约能量。术语“热耦合”意指在所述塔之间存在双向连通(参见例如Agrawal R.，“More operable arrangements ofthermally coupled distillation columns”，AIChE，美国，1999；Fidkowski Z.,Królikowski L.，“Minimum energy requirements of thermally coupled distillationsystems”，AIChE Journal，33(1987)，643-653)。更特别地，在这种情况下，还存在萃取蒸馏段与预浓缩段的反向耦合。热耦合塔构造包括塔间或塔的被分隔的段之间的互连料流(至少一个呈气相，且一个呈液相)。各互连的料流替代了塔或塔段之一的冷凝器或再沸器。
在一个具体实施方案中，将离开萃取蒸馏段的溶剂和水的混合物转移至溶剂回收段中，在其中溶剂通过蒸馏与水分离且经由第二再沸器排出。任选地，可将分离的溶剂返回至所述萃取蒸馏段中以再次利用。
尽管该构造使用了两个再沸器，然而令人惊讶地发现这导致与现有技术系统相比大大节约了总能量。根据严格的模拟计算，节约的能量通常为10-20％，在一些情况下甚至高于20％。类似地也可节约约20％资金投入成本，同时由于所需设备单元数量减少，可大大降低工厂的总CO2足迹。
在一个具体实施方案中，所述塔构造包括具有将供料侧(形成预浓缩段)和出料侧之间的塔中段隔开的单一塔，其中该塔的未隔开的顶段形成萃取蒸馏段。
任选地，所述隔壁塔包括未隔开的底段，由此形成具有第二再沸器的溶剂回收段。为了获得足够纯的水，所述预浓缩段可包括位于分隔壁下边缘水平上方位置处的第一再沸器的水取出管。或者，所述分隔壁也可将底段隔开，其中溶剂回收段由所述隔壁塔下游的独立塔构成。所述独立的溶剂回收塔可例如经由再沸器与所述隔壁塔底段的出料侧相连。
例如，可将所述化合物的稀释级分在分隔壁上边缘的水平处供入所述预浓缩段中。例如，可将所述溶剂在高于所述含水稀释液进料的水平处供入该塔中。
在示例性实施方案中，所述塔可包括至少30个理论级，其中未隔开的顶段占该理论级的至少30％，而未隔开的底段占该理论级的至少10％。
在一个替代实施方案中，所述预浓缩段和萃取蒸馏段可为独立的塔，所述塔通过用于将预浓缩化合物输送至萃取蒸馏段上段的上蒸气管和用于将水蒸汽由萃取蒸馏段的底段返回至预浓缩段的蒸气返回管热耦合。
在该构造中，所述萃取蒸馏段可例如包括至少30个理论级，其中上蒸气管从预浓缩段的顶段延伸至该萃取蒸馏段的第25-30级中任一级的水平处。在该构造中，例如可将溶剂在高于该上蒸气管的水平处供入所述萃取蒸馏段中。所述蒸气返回管可例如从萃取蒸馏段的最下方10个理论级之一的水平处延伸至预浓缩段的底段。
使用本发明脱水方法脱水的化合物的含水稀释液优选选自如下组：乙醇的含水级分、丙醇的含水级分、丁醇的含水级分、烯丙醇的含水级分、甲酸的含水级分、丙酸的含水级分、丁酸的含水级分、硝酸的含水级分、氢氟酸的含水级分、氯仿的含水级分、二氯甲烷的含水级分、氯乙烯的含水级分、丙烯的含水级分、1,2-二氯乙烷的含水级分、乙酸甲酯的含水级分、乙酸丙酯的含水级分、硝酸乙酯的含水级分、丙酮的含水级分、甲基乙基酮的含水级分、苯的含水级分、环己烷的含水级分、二乙醚的含水级分、四氢呋喃的含水级分、乙腈的含水级分、氯醛的含水级分、甲基叔丁基醚的含水级分、三乙胺的含水级分、二异丙胺的含水级分、二甲缩醛的含水级分、1,3-二氧戊环的含水级分、丙醛的含水级分、异戊醛的含水级分、丙烯醛的含水级分、含水的2-甲基-2-丙醇和正甲基丁胺的含水级分。
更优选地，使用本发明脱水方法脱水的化合物的含水稀释液选自如下组：乙醇的含水级分、丙醇的含水级分、丁醇的含水级分、烯丙醇的含水级分、甲酸的含水级分、丙酸的含水级分、丁酸的含水级分、氢氟酸的含水级分、氯仿的含水级分、二氯甲烷的含水级分和氯乙烯的含水级分。
甚至更优选地，使用本发明脱水方法脱水的化合物的含水稀释液选自如下组：乙醇的含水级分、甲酸的含水级分和氯仿的含水级分。
所公开的方法特别可用于将乙醇的含水级分，例如粗级生物乙醇脱水。该脱水方法可在大气压下，或者需要的话，任选在更高或更低的压力下进行。
清楚起见，应指出的是化合物的“含水级分”意指化合物的含水稀释液。
隔壁塔中的温度可例如为顶部约60-120℃，底段约160-240℃，其中由分隔壁的下边缘水平处的约80-140℃急剧上升至该塔最低点处的约160-240℃(取决于所用溶剂的沸点)。预浓缩段处的温度可例如为分隔壁上边缘水平处的约60-120℃至分隔壁下边缘水平处的约80-140℃。也可使用基于进料组成、所需的脱水化合物浓度和所用的操作压力通过常规优化确定的任何其他温度分布。
萃取蒸馏通过向预浓缩物中添加溶剂而在萃取蒸馏段中进行。作为溶剂(有时也称为萃取剂)，可使用任何具有高于水和待脱水化合物的沸点(在相同的压力下)的液体，在蒸馏条件下与所述预浓缩物完全混溶且不与该预浓缩物的组分形成共沸物的较不挥发的组分(极低或可忽略不计的蒸气压，此处定义为在20℃下低于10mmHg)。例如，适于萃取蒸馏乙醇的溶剂包括乙二醇、丙二醇和甘油。如上所述，也可使用具有高于水和乙醇本身的沸点且不与水或乙醇形成共沸物的其他溶剂，条件是其与所述预浓缩物在蒸馏条件下混溶。适于根据本发明脱水含水乙醇级分的其他溶剂的实例包括某些超支化聚合物和某些离子液体。适于萃取蒸馏例如甲酸或氯仿的溶剂(萃取剂)包括异丙醇、叔丁醇、异丁醇、乙酸正丙酯、乙酸正丁酯、1,2-丁二醇、二异丁基醚、3-硝基甲苯、4-甲基-2-戊酮、丙氧基丙醇或者(尽管较不优选)这些组分的组合。
本发明的目的还通过用于将与水形成共沸物的化合物的含水稀释液脱水至高于共沸水平的浓度的塔构造实现，所述塔构造包括至少三段，包括：
-具有第一再沸器的预浓缩段，
-具有冷凝器的萃取蒸馏段，
-具有第二再沸器的溶剂回收段，
其中所述塔构造包括容纳所述三段中至少两段的塔。所述预浓缩段通过顶部蒸气通路与萃取蒸馏段热耦合，而所述萃取蒸馏段具有位于顶部蒸气通路上方水平处的至少一个溶剂进料口和位于其顶段的冷凝器。
所述塔可例如为具有分隔壁的隔壁塔，所述分隔壁至少将塔中段在进料侧(形成预浓缩段)和出料侧之间隔开，其中顶段未隔开。在这种情况下，底段可未被隔开，从而形成溶剂回收段；或者其可在入口侧(形成预浓缩段的一部分)和出料侧隔开，其中所述出料侧经由例如再沸器与独立的下一塔连接，从而形成溶剂回收段。
所述塔通常包括多个理论级。在隔壁塔的具体实施方案中，所述塔可例如具有10-50个充有(结构化)填充内件和/或塔盘的理论级，例如30-45级。该填料可包括具有预定尺寸、形状和构造的实心或空心体，其用作塔内件从而为液体提供允许在两相逆流期间在液体-蒸气界面处传质的表面。就结构化填料而言，各元件具有相对于彼此和相对于塔轴的特定取向。结构化填料通常由薄金属箔、延展金属、普通片状金属和/或织造线筛制成，其呈层状堆叠或者呈螺旋装填，但也可使用其他填料类型。可使用塔盘代替填料或者作为其补充。该塔盘通常包括具有将液体从较高的下一塔盘输送至该塔盘且移除液体以通入较低的下一塔盘中的装置的平台(decking)或接触式平台。从塔盘移除的液体向下流动通过该塔盘的降液管。在该塔的较低部分中产生的蒸气向上通过平台中的孔，而液体与所述蒸气逆流地在塔盘间向下流动。
特别合适的为如下类型的填料和/或塔盘：Sulzer(Plus)、CY、BX(Plus)、I/C/P/R环、鲍尔环、Cascade环、Super-Ring/Pak、(Ultra)、鞍、环、中空纤维、VGPlus塔盘、SuperFrac塔盘、(线网填充的)筛板、泡罩塔盘或浮阀塔板。
参照附图进一步阐述本发明。
图1示意性地显示了用于生物乙醇脱水的现有技术塔构造；
图2显示了本发明塔构造的第一示例性实施方案；
图3显示了本发明塔构造的第二示例性实施方案；
图4显示了本发明塔构造的第三示例性实施方案；
图5显示了常规预浓缩蒸馏塔(如图1构造中所示的第一个)与现有技术萃取顶隔壁塔的组合。
图1显示了下文对比实施例中所用的现有技术塔构造1。塔构造1包括三个蒸馏塔2、3、4系列，全部在其相应的底段处具有再沸器5、6、7且在其相应的顶段处具有冷凝器8、9、10。第一塔2为预浓缩塔。包含与水形成共沸物的化合物(如乙醇)的含水稀释液的进料经由入口11供入塔2中。水经由再沸器5排出，而所述化合物的浓缩物经由冷凝器8排出并经由入口12供入第二塔3的下半部分中。将高沸点溶剂经由位于进料入口12上方水平处的入口13供入塔3中以萃取蒸馏经浓缩的化合物。
所述化合物的纯化级分经由第二塔的冷凝器9排出。水和溶剂的混合物经由再沸器6排出并经由入口14供入第三塔中。在第三塔4中，通过蒸馏分离水和溶剂。水经由冷凝器10排出，而回收的溶剂经由再沸器7排出。回收的溶剂可例如再次用于第二塔3中。
图2显示了本发明塔构造20的第一示例性实施方案。所述构造包括具有顶段22、中段23和底段24的单一隔壁塔21。中段23被垂直的分隔壁25分隔成预浓缩段26和溶剂回收段27。进料口28在分隔壁25的上边缘水平处开口至预浓缩段26中。第一再沸器29在分隔壁25的下边缘水平处与预浓缩段26连接。
溶剂入口30在预浓缩段26上方的位置处开口至顶段22中。萃取蒸馏在顶段22中进行。所述化合物的纯化级分经由塔20顶部的冷凝器32排出。一部分冷凝物作为塔20的回流再循环，而剩余部分作为蒸馏产物收集。溶剂和水的混合物使用0:1的液体分流比经由段23向下流动至底段，在其中进行蒸馏。水蒸气上升至第一再沸器29，在其中其由于经由进料口28供入塔20中的逆流含水稀释液而冷凝。冷凝的水随后排至第一再沸器29中。一部分水作为液体产物收集，而剩余部分蒸发且再循环至塔20中。回收的溶剂经由隔壁塔20底部的第二再沸器33排出且任选在所述方法中经由溶剂入口30再循环。
第二示例性实施方案示于图3中。该实施方案包括两个热耦合塔40，41。第一塔40形成具有第一再沸器42和用于提供待纯化化合物的含水稀释液的进料入口43的预浓缩段。上蒸气管44将第一塔40的顶部与第二塔41的上半部分连接。蒸气返回管45将第二塔41的下半部分与第一塔40的底段连接。在第一塔中，待纯化化合物的含水稀释液被预浓缩。分离的水经由再沸器42排出。所述化合物的含水浓缩物作为蒸气经由蒸气管44流至第二塔41中。溶剂进料口46在上蒸气管44上方的水平处开口至第二塔中。高沸点溶剂经由溶剂入口46供入第二塔41中。第二塔41包括位于其顶部的冷凝器47和位于其底部的再沸器48。所述化合物通过萃取蒸馏与水分离并经由冷凝器47排出。水和溶剂的混合物下降至底段39中。在此处，液体溶剂经由再沸器48排出，而蒸气相水经由蒸气返回管45返回至第一塔40中。
图4示意性地显示了另一可能的实施方案，其显示了隔开的第一塔50和未隔开的第二塔51。第一塔50包括未隔开的顶段52。塔50进一步包括被垂直延伸的分隔壁54分隔成进料侧55和出料侧56的中段和底段53。在该实施方案中，分隔壁54延伸至塔50的底部，由此将底段物理分隔，然而需要的话，可提供一个或多个开口。进料侧55起预浓缩段的作用，在其底部处具有第一再沸器57。进料入口58在分隔壁54的上边缘水平处或其附近与进料侧55连接。溶剂进料口60在生物乙醇入口58上方一段距离处开口至未隔开的顶段52中。第一塔50的顶段处设置有冷凝器61。底段53的出料侧56提供有再沸器62。由于分隔壁54延伸至塔50的底部，流经第一和第二再沸器57，62的液体料流不能在塔50分开的底段中重新混合。
再沸器62经由在第二塔51的约一半高度处开口至第二塔51中的管63与第二塔51连接。第二塔51为具有位于其顶部的冷凝器65和位于其底部的再沸器66的蒸馏塔。
在使用中，化合物的含水稀释液经由入口58供入第一塔50中。水向下流动并经由第一再沸器57排出。预浓缩的化合物与经由溶剂入口60供入塔50中的溶剂呈逆流地向上蒸发。所述溶剂从预浓缩物中提取水并向下流动。溶剂和水的混合物经由第二再沸器62排出，而纯化的乙醇经由位于塔50顶部的冷凝器61收集。将所述溶剂和水的混合物供入第二塔51中，在其中水通过蒸馏分离并经由第二塔51的冷凝器65排出。分离的溶剂经由第三再沸器66收集。任选地，将回收的溶剂经由溶剂入口60返回至第一塔50中。
下文实施例以及对比实施例1和2使用Aspen模拟软件产生，其使用具有RateSep(基于速率)模型的RADFRAC单元。由于存在包含极性要素的非理想混合物，因此使用NRTL性能方法。使用Aspen的序列二次规划(sequential quadraticprogramming)(SQP)模块以最低能量需求优化实施例以及对比实施例1和2中的塔构造。在实施例以及对比实施例1和2中，将粗级生物乙醇脱水并使用乙二醇作为溶剂进行萃取蒸馏而纯化。
对比实施例1
将生物乙醇的10重量％含水稀释液供入图1的塔构造中，生产速率为100千吨/年(相当于12,500kg粗级生物乙醇进料/小时，假设每年操作8,000小时)。在用于预浓缩步骤的第一塔2中，纯度为约99.99重量％的水经由再沸器从底段排出，而混合物的生物乙醇浓度由于蒸馏而提高至接近共沸组成，其中乙醇含量为约93.5重量％。将来自第一塔2的该预浓缩料流供入第二塔3中。将乙二醇(20,793kg/小时)供入第二塔3中以作为用于萃取蒸馏乙醇预浓缩物的溶剂(或物料分离剂)。纯度为99.8重量％的乙醇经由冷凝器9排出，而乙二醇和水的混合物经由再沸器6排出且随后供入第三塔4中，在其中通过蒸馏将水与乙二醇分离，例如回收超过99.99重量％的溶剂。
在计算中，第一塔2具有30个理论级，其中进料管11位于第21级(由上至下计数)水平处。第二塔3具有17级，其中溶剂进料口13位于第4级的水平处，且浓缩物进料管位于第11级水平处。第三塔4具有16个理论级，其中用于提供乙二醇-水混合物的进料管14位于第8级水平处。塔2，3，4全部在冷凝器水平处的大气压下在超出液泛区域的常规蒸馏窗口下操作。
预浓缩塔的温度为从顶部水平的78℃至底部的约100℃。第二塔中的温度为从顶部的80℃至底部的约160℃。在第三塔中，温度为从顶部的约100℃至底部的约200℃。回流比R:D(通常定义为返回至塔中的液体回流R与液态蒸馏产物D的摩尔比，二者均基于单位时间)在第一塔中为2.9，在第二塔中为0.17，在第三塔中为0.6。所述三个塔的热需求分别为23,882kW、5,574kW和1,454kW(总计为30,910kW)，这表明预浓缩步骤消耗了所需能量的最大部分。
经计算，该塔构造的比能量需求为2,470kW·h/吨生物乙醇。CO2排放计算为345.77kg CO2/(小时·吨生物乙醇)。
对比实施例2
该第二对比实施例考虑了A.Kiss和D.J.P.C Suszwalak，“Enhanced bioethanoldehydration by extractive and azeotropic distillation in dividing-wallcolumns”，Separation and Purification Technology，86，第70-78页(2012)所述的用于组合脱水和溶剂回收的常规预浓缩蒸馏塔(如图1构造中所示的第一个)和顶隔壁萃取塔(E-DWC)的组合。图5显示了预浓缩蒸馏塔71和E-DWC 72的该设置(构造70)。顶隔壁73由塔72的顶部延伸，从而将顶段和中段分隔成进料侧和出料侧，二者均在相应的顶部具有冷凝器74，75。该塔的底段未隔开且提供有再沸器76。来自第一塔的预浓缩物经由顶隔壁塔72分流段的预浓缩物入口77供入进料侧中。乙二醇经由预浓缩物入口77上方的入口78供入。纯化的乙醇经由位于分流段进料侧的第一冷凝器74排出，而水经由位于分流段出料侧的第二冷凝器75排出。回收的乙二醇经由位于该塔的未隔开底部处的再沸器76排出。
在该对比实施例中，预浓缩塔71和顶隔壁塔72均在冷凝器水平处的大气压下在超出液泛区域的常规蒸馏窗口中操作。10重量％的生物乙醇含水稀释液经由入口79供入用于预浓缩步骤的第一塔71中，具有99.99重量％纯度的水经由再沸器80从底段中排出，同时所述混合物的生物乙醇浓度由于蒸馏而提高至接近共沸组成，其中乙醇含量为93.5重量％。来自第一塔71的该预浓缩料流经由冷凝器81和预浓缩物入口77供入第二塔72中。将乙二醇(总计1.9的溶剂:进料摩尔比)供入第二塔中以作为用于萃取蒸馏乙醇预浓缩物的溶剂。具有99.8重量％纯度的乙醇经由一个冷凝器(进料侧)排出，水％经由第二冷凝器(出料侧)排出，而乙二醇经由再沸器排出，例如回收超过99.98重量％的溶剂。
清楚起见，构造70与本发明塔构造的不同之处在于，塔71和72未热耦合。一个出口将水作为塔71的底部产物取出，另一个出口将水作为顶部蒸馏产物取出，经由冷凝器74排出，然而，在本发明的塔构造中，水仅作为侧产物经由再沸器排出。
在计算中，第一塔71具有30个理论级，其中进料管位于第21级(由上至下计数)的水平处。顶隔壁萃取塔具有20级，其中溶剂进料口位于第3级的水平处，而预浓缩物进料管位于第13级的水平处。将顶段隔开的分隔壁73由该塔的顶部向下延伸直至第16级。
预浓缩塔中的温度为从顶部水平处的78℃至底部的约100℃。顶隔壁萃取塔中的温度为从左段和右段顶部的78-100℃至底部的约200℃。第一塔中的回流比为2.9，且在顶隔壁塔中的进料侧和出料侧上分别为0.27和0.2。经计算，该塔构造的比能量需求为1,910kW·h/吨(对预浓缩塔)和460kW·h/吨(对顶隔壁塔)，由此导致该方法总计为2,370kW·h/吨生物乙醇。实施例
将相同的生物乙醇进料(12,500kg/小时)供入图2的隔壁塔中，其中使用相同的生产速率(100千吨/年)。该塔在冷凝器水平处的大气压下进行。使用乙二醇作为溶剂，其流速为20,793kg/小时。99.8重量％乙醇经由冷凝器排出。水(99.9重量％)经由该塔进料侧的第一再沸器排出，而乙二醇(99.99重量％)经由该塔底部的第二再沸器回收。
在计算中，所述隔壁塔具有42个理论级，其中最高的17级形成顶段，最低的8级形成底段。分隔壁由第17级延伸至第35级。粗级生物乙醇的含水稀释液在第18级处(分隔壁的进料侧)供入，而溶剂进料管位于第4级的水平处。分隔壁上方的液体分流比为0:1，而分隔壁下方的蒸气分流比为0.4:0.6(进料:侧段)。
温度从顶部的约80℃至底段的约200℃，其中由分隔壁下边缘水平处的120℃急剧升高至最低点处的约200℃。预浓缩段处的温度为从分隔壁上边缘水平处的约80℃至分隔壁下边缘水平处的约100℃。
经计算，所需的总热负荷为25,775kW，这意味着该塔构造的比能量需求为2,070kW·h/吨生物乙醇。CO2排放计算为288.31kg CO2/(h·吨生物乙醇)。
因此，第一对比实施例1中所用构造的比能量需求和CO2排放比实施例中所用构造的计算比能量需求和CO2排放高约1.2倍。令人惊讶的是，第二对比实施例中所用构造的比能量需求比实施例的计算比能量需求高1.14倍多。此外，估计实施例中所用设备的投资成本低约20％。

Claims (27)

1.一种使用具有再沸器(29，42，57)的预浓缩段(26，40，55)和萃取蒸馏段(22，41，52)将与水形成共沸物的化合物的含水稀释液脱水以形成具有高于共沸水平的浓度的浓缩物的方法，其中预浓缩段与萃取蒸馏段(22，41，52)热耦合，其中将含水稀释液供入预浓缩段中，在其中分离成水和预浓缩物，水经由再沸器排出，而预浓缩物供入萃取蒸馏段中，其中溶剂在比预浓缩物更高的水平处供入萃取蒸馏段中，其中在萃取蒸馏段中，将最终浓缩物与溶剂和水的混合物分离。
2.根据权利要求1的方法，其中将所述溶剂和水的混合物输送至溶剂回收段(27，39，51)中，在其中溶剂通过蒸馏与水分离并经由第二再沸器(33，48，66)排出。
3.根据权利要求2的方法，其中将分离的溶剂再循环至萃取蒸馏段(22，41，52)中。
4.根据权利要求1的方法，其中使用单一塔(21)，所述塔具有分隔壁(25)以将该塔的中段(23)在进料侧形成所述预浓缩段(26)，和出料侧(27)之间隔开，其中该塔的未隔开的顶段形成萃取蒸馏段(22)。
5.根据权利要求2的方法，其中使用单一塔(21)，所述塔具有分隔壁(25)以将该塔的中段(23)在进料侧形成所述预浓缩段(26)，和出料侧(27)之间隔开，其中该塔的未隔开的顶段形成萃取蒸馏段(22)。
6.根据权利要求3的方法，其中使用单一塔(21)，所述塔具有分隔壁(25)以将该塔的中段(23)在进料侧形成所述预浓缩段(26)，和出料侧(27)之间隔开，其中该塔的未隔开的顶段形成萃取蒸馏段(22)。
7.根据权利要求4的方法，其中塔(21)包括未隔开的底段(24)，由此形成具有第二再沸器(33)的溶剂回收段。
8.根据权利要求5的方法，其中塔(21)包括未隔开的底段(24)，由此形成具有第二再沸器(33)的溶剂回收段。
9.根据权利要求6的方法，其中塔(21)包括未隔开的底段(24)，由此形成具有第二再沸器(33)的溶剂回收段。
10.根据权利要求4-9中任一项的方法，其中所述化合物的含水稀释液在分隔壁(25)上边缘水平处供入预浓缩段(26)中。
11.根据权利要求10的方法，其中溶剂在高于所述含水稀释液进料的水平处供入塔(21)中。
12.根据前述权利要求4-9中任一项的方法，其中塔(21)包含至少30个理论级，其中未隔开的顶段占该理论级的至少30％，而未隔开的底段占该理论级的至少10％。
13.根据前述权利要求10的方法，其中塔(21)包含至少30个理论级，其中未隔开的顶段占该理论级的至少30％，而未隔开的底段占该理论级的至少10％。
14.根据前述权利要求11的方法，其中塔(21)包含至少30个理论级，其中未隔开的顶段占该理论级的至少30％，而未隔开的底段占该理论级的至少10％。
15.根据权利要求1-3中任一项的方法，其中预浓缩段(40)和萃取蒸馏段(41)为通过用于将预浓缩的化合物输送至萃取蒸馏段上段的上蒸气管(44)和用于将水蒸气从萃取蒸馏段的底段(39)返回至预浓缩段的蒸气返回管(45)而热耦合的独立塔。
16.根据权利要求15的方法，其中萃取蒸馏段(41)包含至少30个理论级，且其中上蒸气管(44)由预浓缩段的顶段延伸至萃取蒸馏段的第25-30级中任一级的水平处。
17.根据权利要求16的方法，其中溶剂在上蒸气管上方的水平处供入萃取蒸馏段(41)中。
18.根据权利要求15的方法，其中蒸汽返回管(45)从萃取蒸馏段的最低10个理论级中之一的水平处延伸至预浓缩段的底段。
19.根据权利要求16的方法，其中蒸汽返回管(45)从萃取蒸馏段的最低10个理论级中之一的水平处延伸至预浓缩段的底段。
20.根据权利要求17的方法，其中蒸汽返回管(45)从萃取蒸馏段的最低10个理论级中之一的水平处延伸至预浓缩段的底段。
21.根据前述权利要求1-9中任一项的方法，其中化合物的含水稀释液选自如下组：乙醇的含水级分、丙醇的含水级分、丁醇的含水级分、烯丙醇的含水级分、甲酸的含水级分、丙酸的含水级分、丁酸的含水级分、硝酸的含水级分、氢氟酸的含水级分、氯仿的含水级分、二氯甲烷的含水级分、氯乙烯的含水级分、丙烯的含水级分、1,2-二氯乙烷的含水级分、乙酸甲酯的含水级分、乙酸丙酯的含水级分、硝酸乙酯的含水级分、丙酮的含水级分、甲基乙基酮的含水级分、苯的含水级分、环己烷的含水级分、二乙醚的含水级分、四氢呋喃的含水级分、乙腈的含水级分、氯醛的含水级分、甲基叔丁基醚的含水级分、三乙胺的含水级分、二异丙胺的含水级分、二甲缩醛的含水级分、1,3-二氧戊环的含水级分、丙醛的含水级分、异戊醛的含水级分、丙烯醛的含水级分、含水2-甲基-2-丙醇和正甲基丁胺的含水级分。
22.根据权利要求21的方法，其中所述溶剂包括乙二醇。
23.一种用于将与水形成共沸物的含水稀释液脱水至高于共沸水平的浓度的塔构造，所述塔构造包括三段，包括：
-具有第一再沸器(29，42，57)的预浓缩段(26，40，55)，
-具有冷凝器(32，47，61)的萃取蒸馏段(22，41，52)，
-具有第二再沸器(33，48，66)的溶剂回收段(27，39，51)，
其中所述塔构造包括容纳所述三段中至少两段的塔，其中预浓缩段通过顶部蒸气通路与萃取蒸馏段热耦合，所述萃取蒸馏段提供有位于顶部蒸气通路上方的水平处的至少一个溶剂进料口和位于其顶段处的冷凝器。
24.根据权利要求23的塔构造，其中所述塔为隔壁塔(21)，其具有分隔壁(25)以至少将该塔的中段在进料侧形成预浓缩段，和出料侧之间隔开，其中顶段未被隔开。
25.根据权利要求24的塔构造，其中塔(21)包括未隔开的底段(24)，从而形成溶剂回收段，且底段(24)包括再沸器。
26.根据权利要求24的塔构造，进一步包括形成溶剂回收段的独立塔(51)，其中分隔壁(54)由隔壁塔的底部延伸，其中底部的出料侧包括再沸器和用于将溶剂和水的混合物输送至溶剂回收塔的管。
27.根据权利要求23的塔构造，其中预浓缩段(40)和萃取蒸馏段(41)为独立的热耦合塔。
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