CN104610018A - 分离乙醇发酵液的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种分离乙醇发酵液的方法，主要解决现有技术中能耗高的问题。本发明通过采用一种分离乙醇发酵液的方法，包括如下步骤：(a)乙醇发酵液经预热器预热后分为至少两部分，一部分进入精馏塔Ⅰ，在精馏塔Ⅰ顶部得到乙醇物流Ⅰ，一部分进入精馏塔Ⅱ，在精馏塔Ⅱ顶部得到乙醇物流Ⅱ；(b)所述乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ分别经过预热器、精馏塔Ⅰ塔釜第二再沸器后汇合送入渗透汽化分离器，经渗透汽化分离器脱水后得到乙醇物流Ⅲ；(c)所述乙醇物流Ⅲ进入分子筛变压吸附器，从分子筛变压吸附器顶部排出的物流中的至少一部分经精馏塔Ⅰ塔釜第一再沸器后得到无水乙醇产品的技术方案较好地解决了上述问题，可用于乙醇发酵液的分离中。

Description

分离乙醇发酵液的方法

技术领域

本发明涉及一种分离乙醇发酵液的方法。

背景技术

乙醇在有机化工原料和有机溶剂具有广泛的应用领域，也是一种极具潜力的新型生物燃料。近几年，随着石油资源的紧缺以及其不可再生性，同时低碳经济的不断被倡导，生物发酵法生产生物质燃料乙醇引起了广泛的关注。在发酵工艺生产的发酵液中，除乙醇外，还含有大量的水分和其他少量杂质。因此，发酵液必须经过精制以脱除其中的水和杂质，以得到高纯度的可用作燃料添加剂的无水乙醇。

由于发酵液中存在大量的水，生物质燃料乙醇精制的工艺主要集中于乙醇的脱水工艺。在传统的燃料乙醇生产工艺中,大多先通过蒸馏的方式来浓缩发酵液中的低浓度乙醇,再通过真空蒸馏法恒沸精馏法等方式得到无水乙醇,这些技术的共同点是都需要将待脱水的物料体系完全汽化,其过程需要消耗巨大的相变潜热,产生极高的能耗。

传统的乙醇精馏工艺如专利CN 101157890A所述，一种燃料乙醇生产装备及方法，是将两塔流程的粗馏塔和精馏塔分别拆分为两个粗馏塔和两个精馏塔，组成由醪塔、精馏塔、回收塔三塔工艺生产燃料乙醇。此流程中虽然仅有回收塔一塔使用新鲜蒸汽加热，但回收塔处理的粗酒量太大，导致回收塔使用的新鲜蒸汽量过大；此外，经过吸附塔脱水后的无水乙醇蒸汽的热量没有得到利用，故而整个系统的未达到最优化，能耗很高。

较为先进的有专利CN 102126921B，该专利提供了一种制共沸乙醇的三塔加热方法：采用粗馏塔、低压精馏塔、高压精馏塔三塔工艺生产燃料乙醇。压力较高的新鲜蒸汽作为一效蒸汽给高压精馏塔加热，高压精馏塔塔顶气给低压精馏塔加热，粗馏塔热量由分子筛脱水单元的无水乙醇气和低压精馏塔塔顶气提供。工艺中只在精塔上外加热量，相对于之前的专利已经有所进步，但依然有降低能耗的空间。

利用渗透汽化膜进行乙醇溶液的脱水是一种新型的分离技术，其原理是透水膜对料液中的水分子有选择性透过，膜的另一侧中水的蒸汽分压小于其饱和气压，依靠这种在膜两侧的水蒸汽分压的不同，使水分子得以不断渗透通过膜，并在令一侧汽化成蒸汽，从而为透过测可得到浓度较高的乙醇溶液。该方法无需消耗蒸汽，相较于传统的精馏方法有更高的能量利用率，节能效果显著。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中能耗高的问题，提供一种新的分离乙醇发酵液的方法。该方法用于乙醇发酵液的分离中，具有能耗低的优点。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种分离乙醇发酵液的方法，包括如下步骤：(a)乙醇发酵液经预热器预热后分为至少两部分，一部分进入精馏塔Ⅰ，在精馏塔Ⅰ顶部得到乙醇物流Ⅰ，一部分进入精馏塔Ⅱ，在精馏塔Ⅱ顶部得到乙醇物流Ⅱ；(b)所述乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ分别经过预热器、精馏塔Ⅰ塔釜第二再沸器后汇合送入渗透汽化分离器，经渗透汽化分离器脱水后得到乙醇物流Ⅲ；(c)所述乙醇物流Ⅲ进入分子筛变压吸附器，从分子筛变压吸附器顶部排出的物流中的至少一部分经精馏塔Ⅰ塔釜第一再沸器后得到无水乙醇产品；其中，精馏塔Ⅱ塔釜再沸器由蒸汽加热。

上述技术方案中，优选地，所述乙醇发酵液中乙醇浓度以重量计为3～10％，经预热后的乙醇发酵液以重量计，40～60％进入精馏塔Ⅰ，40～60％进入精馏塔Ⅱ。

上述技术方案中，更优选地，所述乙醇发酵液中乙醇浓度以重量计为5～8％。

上述技术方案中，优选地，所述精馏塔Ⅰ的塔板数为20～28，塔顶温度为60～80℃，塔釜温度为80～100℃，操作压力为30～60kPa，进料板位置从上至下数位于第2～5块塔板处；精馏塔Ⅱ的塔板数为20～28，塔顶温度为90～110℃，塔釜温度为100～120℃，操作压力为130～160kPa，进料板位置从上至下数位于第2～5块塔板处。

上述技术方案中，优选地，所述精馏塔Ⅰ的塔板数为23～26，塔顶温度为65～78℃，塔釜温度为85～98℃；精馏塔Ⅱ的塔板数为23～26，塔顶温度为95～108℃，塔釜温度为105～118℃。

上述技术方案中，优选地，所述渗透汽化分离器操作温度为60～90℃，操作压力为30～80kPa。

上述技术方案中，优选地，所述渗透汽化分离器使用的膜材料为选择性透水膜，选自有机膜、无机膜或有机无机杂化膜，所述膜材料能对乙醇和水选择透过。

上述技术方案中，更优选地，所述膜材料选自硅铝分子筛膜、壳聚糖膜、聚乙烯醇膜、聚醚酰亚胺膜或聚乙烯醇-Na分子筛膜。

上述技术方案中，优选地，所述分子筛变压吸附器的操作温度为125～145℃，操作压力为220～280kPa。

本发明采用渗透汽化与精馏耦合的方法，通过渗透汽化-精馏耦合脱水，以渗透汽化替代部分精馏操作，简化了操作工艺，降低了能耗。同时，本工艺采用两个精馏塔，其中精馏塔Ⅰ在负压下操作，精馏塔Ⅱ在常压附近操作，从而精馏塔Ⅱ塔顶的气相物流为精馏塔Ⅰ再沸器提供热量，而精馏塔Ⅰ可为进料物流预热，从而提高了能量的利用率，进一步有效地节省了能耗，与现有技术相比，具有良好的经济效益，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明所述方法的流程示意图。

图2为文献CN 102126920B的流程简图。

图1中，1为乙醇发酵液；2为经过预热器后的乙醇物流Ⅰ；3为经过精馏塔Ⅰ塔釜第二再沸器后的乙醇物流Ⅱ；4为蒸汽；5为分子筛变压吸附器的进料物流；6为分子筛变压吸附器顶部出料物流；B01为渗透汽化分离器；B02为分子筛变压吸附器；E01为精馏塔Ⅰ塔釜第一再沸器；E02为精馏塔Ⅰ塔釜第二再沸器；E03为精馏塔Ⅱ塔釜再沸器；E04为预热器；T01为精馏塔Ⅰ；T02为精馏塔Ⅱ。

图2中，11为乙醇发酵液；12为粗馏塔顶部粗酒物流；13为低压精馏塔塔顶共沸乙醇；14为共沸乙醇出料；15为高压精馏塔塔顶共沸乙醇；16、17为共沸乙醇回流液；18为蒸汽；E05为粗馏塔塔釜第一再沸器；E06为粗馏塔塔釜第二再沸器；E06为低压精馏塔塔釜再沸器；E07为高压精馏塔塔釜再沸器；T03为粗馏塔；T04为低压精馏塔；T05为高压精馏塔。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

具体实施方式

【实施例1】

乙醇含量为5wt％的发酵液经预热器加热后分为第一、第二部分，第一部分占重量比45％，第一部分占重量比55％，第一部分进入精馏塔Ⅰ的上部，经精馏后，塔顶得到40wt％的乙醇物流Ⅰ，该乙醇物流Ⅰ经预热器换热冷凝；第二部分原料液进入精馏塔Ⅱ的上部，经精馏后，塔顶得到40wt％的乙醇物流Ⅱ，该乙醇物流ⅠⅡ进入精馏塔Ⅰ塔釜第二再沸器换热冷凝，精馏塔Ⅱ塔釜再沸器由新鲜蒸汽加热。冷凝后的乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ混合后进入渗透汽化分离器，经渗透汽化分离器脱水后得到90wt％的乙醇物流Ⅲ，乙醇物流Ⅲ经饱和蒸汽过热后进入分子筛变压吸附器，分子筛变压吸附器顶部物流进入精馏塔Ⅰ塔釜第一再沸器冷凝后得到无水乙醇产品。

精馏塔Ⅰ塔板数为25，进料位置为从上至下数第2块塔板处，操作压力为35kPa，塔顶温度为68℃，塔釜温度为85℃。精馏塔Ⅱ塔板数为26，进料位置为从上至下第2块塔板处，操作压力为135kPa，塔顶温度为103℃，塔釜温度为114℃。渗透汽化分离器操作温度为70℃，操作压力为60kPa。渗透汽化分离器使用的膜材料为聚乙烯醇膜。分子筛变压吸附器的操作温度为135℃，操作压力为250kPa。

能耗衡算结果表明：蒸汽消耗量为1.66吨蒸汽/吨无水乙醇产品。

【实施例2】

按照实施例1所述的条件和步骤，乙醇含量为3wt％的发酵液经预热后分为第一、第二部分，第一部分占重量比55％，第一部分占重量比45％。

精馏塔Ⅰ塔板数为28，进料位置为从上至下数第5块塔板处，操作压力为31kPa，塔顶温度为67℃，塔釜温度为82℃。精馏塔Ⅱ塔板数为28，进料位置为从上至下第5块塔板处，操作压力为149kPa，塔顶温度为105℃，塔釜温度为116℃。渗透汽化分离器操作温度为65℃，操作压力为70kPa。渗透汽化分离器使用的膜材料为聚乙烯醇膜。分子筛变压吸附器的操作温度为140℃，操作压力为270kPa。

能耗衡算结果表明：蒸汽消耗量为2.31吨蒸汽/吨无水乙醇产品。

【实施例3】

按照实施例1所述的条件和步骤，乙醇含量为8wt％的发酵液经预热后分为第一、第二部分，第一部分占重量比42％，第二部分占重量比58％。

精馏塔Ⅰ塔板数为23，进料位置为从上至下数第2块塔板处，操作压力为58kPa，塔顶温度为74℃，塔釜温度为89℃。精馏塔Ⅱ塔板数为24，进料位置为从上至下第2块塔板处，操作压力为158kPa，塔顶温度为108℃，塔釜温度为118℃。渗透汽化分离器操作温度为75℃，操作压力为50kPa。渗透汽化分离器使用的膜材料为聚乙烯醇膜。分子筛变压吸附器的操作温度为128℃，操作压力为230kPa。

能耗衡算结果表明：蒸汽消耗量为1.29吨蒸汽/吨无水乙醇产品。

【比较例】

如图2所示的流程，乙醇含量为8wt％的发酵液进入粗馏塔的上部，经粗馏后，塔顶得到粗酒，塔釜得到废醪液。粗酒进入低压精馏塔下部，经精馏后，塔顶得到的共沸乙醇酒气一部分经冷凝后，回流至低压精塔上部，另一部分进入分子筛脱水单元。低压精馏塔的塔釜液进入高压精馏塔的下部，经精馏后，塔釜得到废水，塔顶得到的物流经冷凝后一部分进入低压精馏塔上部，一部分回流至高压精馏塔上部。粗馏塔塔釜第一再沸器由无水乙醇酒气供热，粗馏塔塔釜第二再沸器由低压精馏塔塔顶得到的共沸乙醇酒气加热，低压精馏塔塔釜再沸器由高压精馏塔塔顶得到的物流加热，高压精馏塔塔釜再沸器由界外新鲜蒸汽供热。

粗馏塔塔板数为26，进料位置为从上至下第2块塔板处，操作压力为40kPa，塔顶温度为60℃，塔釜温度为81℃。低压精馏塔塔板数为50，进料位置为从上至下第48块塔板处，操作压力为130kPa，塔顶温度为85℃，塔釜温度为92℃。高压精馏塔塔板数为68，进料位置为从上至下第60块塔板处，操作压力为500kPa，塔顶温度为125℃，塔釜温度为153℃。

能耗衡算结果表明：蒸汽消耗量为2.1吨蒸汽/吨无水乙醇产品。

Claims (9)

1.一种分离乙醇发酵液的方法，包括如下步骤：

(a)乙醇发酵液经预热器预热后分为至少两部分，一部分进入精馏塔Ⅰ，在精馏塔Ⅰ顶部得到乙醇物流Ⅰ，一部分进入精馏塔Ⅱ，在精馏塔Ⅱ顶部得到乙醇物流Ⅱ；

(b)所述乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ分别经过预热器、精馏塔Ⅰ塔釜第二再沸器后汇合送入渗透汽化分离器，经渗透汽化分离器脱水后得到乙醇物流Ⅲ；

(c)所述乙醇物流Ⅲ进入分子筛变压吸附器，从分子筛变压吸附器顶部排出的物流中的至少一部分经精馏塔Ⅰ塔釜第一再沸器后得到无水乙醇产品；

其中，精馏塔Ⅱ塔釜再沸器由蒸汽加热。

2.根据权利要求1所述分离乙醇发酵液的方法，其特征在于所述乙醇发酵液中乙醇浓度以重量计为3～10％，经预热后的乙醇发酵液以重量计，40～60％进入精馏塔Ⅰ，40～60％进入精馏塔Ⅱ。

3.根据权利要求2所述分离乙醇发酵液的方法，其特征在于所述乙醇发酵液中乙醇浓度以重量计为5～8％。

4.根据权利要求1所述分离乙醇发酵液的方法，其特征在于所述精馏塔Ⅰ的塔板数为20～28，塔顶温度为60～80℃，塔釜温度为80～100℃，操作压力为30～60kPa，进料板位置从上至下数位于第2～5块塔板处；精馏塔Ⅱ的塔板数为20～28，塔顶温度为90～110℃，塔釜温度为100～120℃，操作压力为130～160kPa，进料板位置从上至下数位于第2～5块塔板处。

5.根据权利要求4所述分离乙醇发酵液的方法，其特征在于所述精馏塔Ⅰ的塔板数为23～26，塔顶温度为65～78℃，塔釜温度为85～98℃；精馏塔Ⅱ的塔板数为23～26，塔顶温度为95～108℃，塔釜温度为105～118℃。

6.根据权利要求1所述分离乙醇发酵液的方法，其特征在于所述渗透汽化分离器操作温度为60～90℃，操作压力为30～80kPa。

7.根据权利要求1所述分离乙醇发酵液的方法，其特征在于所述渗透汽化分离器使用的膜材料为选择性透水膜，选自有机膜、无机膜或有机无机杂化膜，所述膜材料能对乙醇和水选择透过。

8.根据权利要求7所述分离乙醇发酵液的方法，其特征在于所述膜材料选自硅铝分子筛膜、壳聚糖膜、聚乙烯醇膜、聚醚酰亚胺膜或聚乙烯醇-Na分子筛膜。

9.根据权利要求1所述分离乙醇发酵液的方法，其特征在于所述分子筛变压吸附器的操作温度为125～145℃，操作压力为220～280kPa。