CN107418979A - 一种燃料乙醇节能清洁生产方法 - Google Patents

一种燃料乙醇节能清洁生产方法 Download PDF

Info

Publication number
CN107418979A
CN107418979A CN201710542687.5A CN201710542687A CN107418979A CN 107418979 A CN107418979 A CN 107418979A CN 201710542687 A CN201710542687 A CN 201710542687A CN 107418979 A CN107418979 A CN 107418979A
Authority
CN
China
Prior art keywords
tower
smart
tank
alcohol
rectifying
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN201710542687.5A
Other languages
English (en)
Other versions
CN107418979B (zh
Inventor
张敏华
李永辉
耿中峰
时锋
付存亭
刘成
欧阳胜利
董秀芹
吕惠生
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Tianjin University
Original Assignee
Tianjin University
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Tianjin University filed Critical Tianjin University
Priority to CN201710542687.5A priority Critical patent/CN107418979B/zh
Publication of CN107418979A publication Critical patent/CN107418979A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN107418979B publication Critical patent/CN107418979B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C12—BIOCHEMISTRY; BEER; SPIRITS; WINE; VINEGAR; MICROBIOLOGY; ENZYMOLOGY; MUTATION OR GENETIC ENGINEERING
    • C12P—FERMENTATION OR ENZYME-USING PROCESSES TO SYNTHESISE A DESIRED CHEMICAL COMPOUND OR COMPOSITION OR TO SEPARATE OPTICAL ISOMERS FROM A RACEMIC MIXTURE
    • C12P7/00—Preparation of oxygen-containing organic compounds
    • C12P7/02—Preparation of oxygen-containing organic compounds containing a hydroxy group
    • C12P7/04—Preparation of oxygen-containing organic compounds containing a hydroxy group acyclic
    • C12P7/06—Ethanol, i.e. non-beverage
    • C12P7/08—Ethanol, i.e. non-beverage produced as by-product or from waste or cellulosic material substrate
    • C12P7/10—Ethanol, i.e. non-beverage produced as by-product or from waste or cellulosic material substrate substrate containing cellulosic material
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02E—REDUCTION OF GREENHOUSE GAS [GHG] EMISSIONS, RELATED TO ENERGY GENERATION, TRANSMISSION OR DISTRIBUTION
    • Y02E50/00—Technologies for the production of fuel of non-fossil origin
    • Y02E50/10—Biofuels, e.g. bio-diesel
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency

Landscapes

  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Zoology (AREA)
  • Life Sciences & Earth Sciences (AREA)
  • Wood Science & Technology (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Microbiology (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Biotechnology (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Biochemistry (AREA)
  • Bioinformatics & Cheminformatics (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • General Health & Medical Sciences (AREA)
  • Genetics & Genomics (AREA)
  • Preparation Of Compounds By Using Micro-Organisms (AREA)
  • Liquid Carbonaceous Fuels (AREA)

Abstract

本发明公开了一种燃料乙醇节能清洁生产方法，生产过程包括醪液制备单元、精馏脱水单元和废醪液处理单元；精馏脱水单元的第一精塔再沸器的加热蒸汽为新鲜蒸汽，排出的蒸汽凝水收集后送至第一精塔塔釜直接加热塔釜液。通过采用蒸汽多级多效利用、侧线采出脱杂、两级解析再生、液化闪蒸尾气脱杂及工艺废水回用等技术，生产1吨燃料乙醇产品蒸汽消耗≤1.3吨，燃料乙醇产品的酸度指标≤40mg/L，有效降低了燃料乙醇生产过程中能耗物耗，实现工艺废水零排放的清洁生产，解决了燃料乙醇产品酸度指标不稳定，达不到GB18350‑2013变性燃料乙醇标准要求的行业难题，提高生物燃料乙醇的市场竞争力，所属技术领域为可再生清洁能源技术。

Description

一种燃料乙醇节能清洁生产方法
技术领域
本发明涉及一种燃料乙醇节能清洁生产方法，可有效降低生物乙醇生产过程中的能耗，实现工艺废水的零排放的清洁生产过程，解决燃料乙醇产品酸度指标不稳定，达不到GB18350-2013变性燃料乙醇标准要求等行业难题，提高生物燃料乙醇的市场竞争力，所属技术领域为可再生清洁能源技术领域。
背景技术
以发酵法生产的燃料乙醇，具有和矿物燃料相似的燃烧性能，其生产原料为生物源，是一种可再生的能源。此外，乙醇燃烧过程所排放的一氧化碳和含硫气体均低于汽油燃烧，所产生的二氧化碳和作为原料的生物源生长所消耗的二氧化碳的数量上基本持平，这对减少大气污染及抑制温室效应意义重大。
目前，燃料乙醇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原料。生产过程主要包括醪液制备单元、精馏脱水单元、废醪液处理单元。作为车用液体燃料，燃料乙醇产品对生产过程的能源消耗指标更加关注，希望燃料乙醇产品有较高的能量产出比，并要求燃料乙醇产品酸度等技术指标稳定，满足GB 18350-2013-变性燃料乙醇产品标准，即酸度指标(以乙酸计)≤56mg/L，最大限度减少废水等生产废物的排放。
目前，燃料乙醇产品主流生产技术的主要耗能体现在精馏脱水单元，清洁生产体现在废醪液处理单元的废水排放对环境的影响，生产1吨燃料乙醇产品的精馏脱水单元的蒸汽消耗≥1.6吨；生产1吨燃料乙醇产品的排放工艺废水≥3吨，工艺废水排放量较高，难以实现清洁生产；另外，燃料乙醇产品酸度指标还不稳定，经常超标，通常需要添加有机碱或无机碱进行调控。这些都影响了燃料乙醇的推广使用，制约了行业的持续健康发展。亟待开发一种燃料乙醇节能清洁生产方法，实现燃料乙醇行业的健康持续发展。
发明内容
本发明公开了一种燃料乙醇节能清洁生产方法，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，生产过程包括醪液制备、精馏脱水和废醪液处理单元。
1.醪液制备单元
以淀粉质为原料的醪液制备单元主要功能是通过拌料、液化、糖化发酵步骤制备乙醇发酵醪原料，主要设备包括粉碎装置、预液化罐、喷射液化器、闪蒸罐、液化罐、液化冷却器、酒母扩培罐、二氧化碳洗涤塔、发酵罐等，生产过程(参见图1)如下：
原料送入粉碎机进行粉碎，粉碎后的粉料送至预液化罐，同时向预液化罐中加入拌料水，拌料水包括来自淀粉质原料多效蒸发装置的蒸发凝水、第一精塔釜水及二氧化碳洗涤塔洗涤水。预液化罐中的液化醪经喷射液化器加热后送至闪蒸罐，闪蒸罐中的液化醪闪蒸降温后送至液化罐，二氧化碳洗涤塔的洗涤水作为拌料水的一部分，富集了影响乙醇产品酸度指标的杂质，在闪蒸罐闪蒸操作过程中随闪蒸罐的闪蒸尾气排出，同时向液化罐流加淀粉酶等辅料进行液化操作，参见图1。
完成液化操作的液化醪经液化冷却器部分液化醪送入酒母扩培罐，其余部分送至发酵罐。将活化后的酵母送入扩培罐，酒母醪的酵母细胞数达到要求后向发酵罐供料，发酵罐成熟醪酒度达到要求后，通过机泵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CO2引入二氧化碳洗涤塔，CO2洗涤塔的洗涤水进水为一次水，洗涤净化后的CO2送至二氧化碳装置，洗涤水回收了酒精发酵过程排出的CO2中的乙醇，洗涤水中乙醇浓度为5～10％,同时也吸收了影响燃料乙醇产品质量的挥发性酸等杂质。
目前的燃料乙醇生产工艺将CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水与成熟醪混合后送入乙醇精馏脱水单元脱除杂质，回收乙醇，但受目前燃料乙醇精制工艺及成本的限制，混入CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水中的杂质脱除困难，造成燃料乙醇产品的酸度指标不合格，直接排放洗涤水会造成乙醇损失。本发明为了解决该难题，本发明提出将CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水作为拌料水的一部分送至预液化罐拌料，预液化罐中的液化醪中乙醇浓度进一步降低，液化醪经喷射液化器加热后送至闪蒸罐，由于液化醪中乙醇浓度远低于10％，受气液平衡的影响，闪蒸过程中气相中会富集大部分的杂质，实现液化醪闪蒸脱杂操作，解决了目前燃料乙醇生产中CO2洗涤塔洗涤水回收乙醇，对燃料乙醇产品质量的不利影响。参见图1和图2。
以糖质为原料的醪液制备单元主要设备包括酸化除杂装置、稀释罐、酒母扩培罐、二氧化碳洗涤塔、发酵罐等，生产过程(参见图2)如下：
糖质原料经过酸化、脱杂及稀释后直接得到糖化醪，部分糖化醪直接部分送入酒母扩培罐，部分送至发酵罐，制备酒精发酵醪，稀释水为自糖质原料多效蒸发装置的蒸发凝水、精馏脱水单元的第一精塔釜水及二氧化碳洗涤塔塔釜洗涤水。酒精发酵过程排出的CO2引入二氧化碳洗涤塔，洗涤后的CO2送至二氧化碳装置回收，CO2洗涤塔的洗涤水进水为一次水，CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水作为稀释水送至稀释罐。
2.精馏脱水单元
来自发酵罐的发酵成熟醪在精馏脱水单元通过精馏吸附操作得到燃料乙醇产品，废醪液送至废醪液处理单元。精馏脱水单元主要由粗塔11、第二精塔12、第一精塔13、杂醇油萃取器14、吸附器15A/15B、粗塔再沸器21、粗塔冷凝器22、粗塔后冷器23、第二精塔进料预热器24、第二精塔再沸器25、吸附过热器26、第一精塔进料预热器27、第一精塔再沸器28、杂醇油冷却器29、萃取水冷却器30、吸附冷凝器31、再生冷凝器32、粗塔回流罐41、第一精塔再沸器凝水罐42、乙醇产品罐43、高浓度再生液罐44、低浓度再生液罐45等设备构成，具体生产过程如下(参见图3)：
自发酵罐的发酵成熟醪经吸附冷凝器31加热后送入粗塔11，粗塔11塔顶气相经粗塔冷凝器22及粗塔后冷器23冷凝，凝液送入粗塔回流罐41，粗塔后冷器23排放的尾气送入真空系统。粗塔回流罐41采出经第一精塔进料预热器27预热后，送入第一精塔13，粗塔釜采排出的废醪液至废醪液处理单元的液固分离机。从粗塔进料口下部的侧线采出的物料经第二精塔预热器24送入第二精塔12下进料口。
第二精塔12釜采排出废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，第二精塔塔顶部分气相至吸附过热器26，剩余的部分顶气送至粗塔再沸器21，即第二精塔12塔顶冷凝器，凝液返回至第二精塔12塔顶，粗塔再沸器21尾气送至粗塔后冷器23。从第二精塔12侧线采出的低浓度乙醇物料，也经第一精塔进料预热器27送入第一精塔13进料口。
来自粗塔回流罐41的采出送至第一精塔13，第一精塔13塔顶气相送至第二精塔再沸器25，即第一精塔13塔顶冷凝器，冷凝后回流，含杂质的尾气也送至粗塔后冷器23。第一精塔13釜采排出的废水部分经第一精塔进料预热器27降温后送至醪液制备单元的预液化罐，剩余部分经萃取水冷却器30送至杂醇油萃取器14。第一精塔13塔下侧线采出的杂醇油流股，经杂醇油冷却器29送至杂醇油萃取器14，萃取器塔采出的杂醇油送至杂醇油储罐，萃取器塔塔釜采出的淡酒送至粗塔回流罐41。第一精塔13塔上侧线采出的高浓度乙醇物料，并送至第二精塔上进料口，第二精塔再沸器25含杂尾气送至粗塔后冷器23。第一精塔再沸器28的加热蒸汽为新鲜蒸汽，排出的蒸汽凝水送至蒸汽凝水罐42，蒸汽凝水经机泵再送至第一精塔13塔釜闪蒸再利用。
第二精塔12塔顶部分气相经吸附过热器26加热后，送至正处于吸附状态的吸附器15A或15B进行吸附脱水操作，吸附器15A或15B吸附脱水后排出的乙醇产品蒸汽送至吸附冷凝器31冷凝，凝液送至乙醇产品罐43，再送燃料乙醇储罐。
当其中一个吸附器15A或吸附器15B吸附操作完成后，该吸附器进入真空解析再生操作，另一吸附器5A或5B进入吸附操作。吸附器解析再生操作过程中产生的富含水的再生物料蒸汽，经再生冷凝器32冷凝后得到再生凝液。
吸附器15A或15B解析再生操作以收集的解析再生凝液的平均乙醇浓度为指标，分两阶段收集再生冷凝器32排放的解析再生液，开启高浓度再生液进料阀F1，再生冷凝器32开始阶段排放的高乙醇浓度的再生液送入高浓度再生液罐44，再送入第二精塔12塔顶回流，当高浓度再生液罐44中收集的再生液的乙醇平均体积浓度指标＜90％时，开启低浓度再生液进料阀F2，关闭高浓度再生液进料阀F1，将再生冷凝器32排放的剩余的再生液切换送入低浓度再生液罐45，并送入粗塔回流罐41。两个吸附器15A/15B依次交替完成吸附、解析操作，实现分离脱水连续操作。在吸附器15A/15B中装有可对乙醇和水进行选择性吸附的吸附剂。
3.废醪液处理单元
淀粉原料废醪液处理的主要目的是处理酒精废醪液，回收蒸发凝水，得到玉米酒精湿糟饲料，主要设备包括固液分离机、多效蒸发装置、湿糟混合器等，生产过程参见图4。来自精馏脱水单元的粗塔11及第二精塔12的含固废醪液，首先经过固液分离机实现液固分离，分离后的清液送至多效蒸发装置，得到的浓缩液与固液分离机得到的湿糟混合得到玉米酒精湿糟饲料产品，清液经多效蒸发装置得到的蒸发凝液全部送至醪液制备单元预液化罐作为拌料水，实现了淀粉质原料燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
糖质原料废醪液处理的主要目的是处理糖质原料酒精废醪液，回收蒸发凝水，得到作为燃料的浓浆，主要设备多效蒸发装置，生产过程参见图5。来自精馏脱水单元的粗塔11及第二精塔12的糖质原料酒精废醪液，直接送至多效蒸发装置得到浓缩液，该浓缩液作为锅炉燃料利用。多效蒸发装置得到的蒸发凝液送至醪液制备单元稀释罐作为稀释水，实现了糖质原料燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
本发明的技术方案如下：
一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是生产过程包括醪液制备单元、精馏脱水单元和废醪液处理单元；精馏脱水单元的第一精塔再沸器28的加热蒸汽为新鲜蒸汽，排出的蒸汽凝水收集后送至第一精塔13塔釜直接加热塔釜液。
所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的第一精塔13塔上侧线采出的浓度接近共沸组成的高浓度乙醇物料送至第二精塔上进料口。
所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是将精馏脱水单元的粗塔再沸器21和第二精塔再沸器25排出的富含影响燃料乙醇酸度的杂质的尾气，送至粗塔后冷器23回收其中的乙醇，而影响燃料乙醇产品质量指标的低沸点的杂质随粗塔后冷器23尾气送入真空系统脱除。
所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元设置高浓度再生液罐44和低浓度再生液罐45，分两阶段收集再生冷凝器32排放的解析再生液，再生冷凝器32开始阶段排放的乙醇浓度较高的高浓度再生液送入高浓度再生液罐44，再生冷凝器32后一阶段排放的乙醇浓度较低的低浓度再生液送至低浓度再生液罐45，高浓度再生液送入第二精塔12塔顶回流，低浓度再生液送入粗塔回流罐41。
所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的吸附器15A或15B进入真空解析再生操作，首先开启高浓度再生液进料阀F1，对应的低浓度再生液进料阀F2处于关闭状态，再生冷凝器32排放的再生液送入高浓度再生液罐44，当高浓度再生液罐44中收集的再生液的乙醇平均体积浓度＜90％时，关闭高浓度再生液进料阀F1，开启低浓度再生液进料阀F2，再生冷凝器32排放的再生液送入低浓度再生液罐45。
所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是醪液制备单元的预液化罐的拌料水包括二氧化碳洗涤塔的洗涤水，洗涤水中含有的乙醇及影响燃料乙醇产品质量的挥发酸等杂质随拌料水进入液化醪，受液化醪气液平衡性质的影响，液化醪中的挥发酸等杂质在闪蒸罐气相中富集，并随闪蒸尾气排放，实现醪液制备单元的液化闪蒸罐的闪蒸脱杂操作，参见图1。
所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是淀粉质原料的燃料乙醇废醪液处理单元的固液分离机得到的清液送至多效蒸发装置，多效蒸发装置得到的浓缩液与固液分离机得到的湿糟混合制成饲料，得到的蒸发凝液作为拌料水全部送至醪液制备单元预液化罐，实现了燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的粗塔11操作压力(绝对压力)为0.02～0.1MPa。
所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的第二精塔12操作压力(绝对压力)为0.15～0.45MPa。
所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的第一精塔13的操作压力(绝对压力)为0.55～1.0MPa
本发明的技术方案及操作流程详细说明如下：
1.醪液制备单元
以淀粉质为原料的醪液制备单元主要是通过拌料、液化、糖化发酵制备乙醇发酵醪原料，主要设备包括粉碎装置、预液化罐、喷射液化器、闪蒸罐、液化罐、液化冷却器、酒母扩培罐、二氧化碳洗涤塔、发酵罐等。具体生产过程如下(参见图1)：
首先将原料送入粉碎机进行粉碎，粉碎后的粉料送至预液化罐，同时向预液化罐中加入拌料水，拌料水包括来自废醪液处理单元的多效蒸发装置的蒸发凝水、第一精塔釜水及二氧化碳洗涤塔洗涤水，并流加淀粉酶等辅助材料，通过通入新鲜蒸汽，控制预液化罐拌料温度。
预液化罐中的液化醪送至喷射液化器，喷射液化器通过控制新鲜蒸汽的进料量控制喷射器出口物料温度，温度为85℃～130℃，直接将液化醪送至闪蒸罐，并将液化醪温度降至85℃～100℃，二氧化碳洗涤塔的洗涤水中富集了影响乙醇产品酸度指标的杂质随闪蒸罐的闪蒸尾气排出。
降温后的液化醪送至液化罐，同时流加淀粉酶等辅料进行液化操作。完成液化操作的液化醪经液化冷却器冷却将温度降至28～35℃，同时流加营养盐、糖化酶和硫酸溶液等辅助材料，部分液化醪送入酒母扩培罐，其余部分送至发酵罐。
酵母同时送入扩培罐，向罐内连续通入适量的无菌空气，在扩培温度28～32℃的条件下进行培养，在酵母细胞数达到要求后，向发酵罐供料，发酵罐控制温度28～38℃，成熟醪酒度达到发酵要求后，通过机泵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CO2引入二氧化碳洗涤塔，回收发酵罐排放的二氧化碳中的乙醇，洗涤后的CO2送至二氧化碳装置回收，CO2洗涤塔的洗涤水进水为一次水，CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水作为拌料水送至预液化罐，不随成熟醪至乙醇精馏脱水单元。发酵罐的操作方式为连续，或半连续，或间歇，发酵装置由多个发酵罐组成。
特别说明，醪液制备单元的预液化罐的拌料水包括二氧化碳洗涤塔的洗涤水，洗涤水中含有的乙醇及影响燃料乙醇产品质量的挥发酸等杂质随拌料水进入液化醪，受液化醪气液平衡性质的影响，液化醪中的挥发酸等杂质在闪蒸罐气相中富集，并随闪蒸尾气排放，实现醪液制备单元的液化闪蒸罐的闪蒸脱杂操作。
以糖质为原料的醪液制备单元主要设备包括酸化除杂装置、稀释罐、酒母扩培罐、二氧化碳洗涤塔、发酵罐等，具体生产过程如下(参见图2)：
由于糖质原料已含有可发酵糖，因此糖蜜和甘蔗汁等原料不需要淀粉质原料的液化操作，而是经过酸化、脱杂及稀释后直接得到糖化醪，部分糖化醪直接部分送入酒母扩培罐，部分送至发酵罐，制备发酵醪，稀释水为来自糖质原料多效蒸发装置的蒸发凝水、精馏脱水单元的第一精塔釜水及二氧化碳洗涤塔塔釜洗涤水。酒精发酵过程排出的CO2引入二氧化碳洗涤塔，洗涤后的CO2送至二氧化碳装置回收，CO2洗涤塔的洗涤水进水为一次水，CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水作为稀释水送至稀释罐。具体参见糖质原料醪液制备单元流程图(图2)。
2.精馏脱水单元
来自发酵罐的发酵成熟醪在精馏脱水单元通过精馏吸附操作，得到燃料乙醇产品，废醪液送至废醪液处理单元。精馏脱水单元主要由粗塔11、第二精塔12、第一精塔13、杂醇油萃取器14、吸附器15A/15B、粗塔再沸器21、粗塔冷凝器22、粗塔后冷器23、第二精塔进料预热器24、第二精塔再沸器25、吸附过热器26、第一精塔进料预热器27、第一精塔再沸器28、杂醇油冷却器29、萃取水冷却器30、吸附冷凝器31、再生冷凝器32、粗塔回流罐41、第一精塔再沸器凝水罐42、乙醇产品罐43、高浓度再生液罐44、低浓度再生液罐45等设备构成，具体生产过程如下(参见图3)：
自发酵罐的发酵成熟醪经吸附冷凝器31加热后送入粗塔11，进料中的乙醇的体积浓度为10％-17％，成熟醪在粗塔中脱除水、有机酸和重组份杂质等，粗塔11塔顶气相经粗塔冷凝器22及粗塔后冷器23冷凝，凝液送入粗塔回流罐41，粗塔后冷器23排放的尾气将影响产品质量的轻组分杂质脱除送入真空系统脱除回收。粗塔回流罐41的采出经第一精塔进料预热器27预热后，送入第一精塔13，粗塔釜采出的废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，从粗塔进料口下部的侧线采出的物料通过管线经第二精塔预热器24送入第二精塔12下进料口，粗塔11操作压力(绝对压力)为0.02～0.1MPa。
第二精塔12中的物料经过传质操作，实现脱除水、有机酸和重组份杂质等操作,第二精塔12塔釜采出的废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，第二精塔塔顶部分气相至吸附过热器26，剩余的部分顶气送至粗塔再沸器21，即第二精塔12塔顶冷凝器，凝液送至第二精塔12塔顶回流，尾气送至粗塔后冷器23。从第二精塔12侧线采出的低浓度乙醇物料通过管线，也经第一精塔进料预热器27送入第一精塔13进料口，第二精塔12操作压力(绝对压力)为0.15～0.45MPa。
来自粗塔回流罐41的采出送至第一精塔13，在第一精塔13塔内进行传质操作，在此脱除水等杂质,浓缩回收乙醇，第一精塔13塔顶气相送至第二精塔再沸器25，即第一精塔13塔顶冷凝器，冷凝后回流，含杂质的尾气也送至粗塔后冷器23。第一精塔13塔釜采出的废水经第一精塔进料预热器27降温后送至醪液制备单元的预液化罐。第一精塔13塔下侧线采出的杂醇油流股，经杂醇油冷却器29送至杂醇油萃取器14，第一精塔13塔上侧线采出的浓度接近共沸组成的高浓度乙醇物料，并送至第二精塔上进料口，影响燃料乙醇产品酸度等指标的杂质在第一精塔13塔顶富集，并随第二精塔再沸器25含杂尾气送至粗塔后冷器23脱除，确保了第二精塔12上侧线进料纯度提高。第一精塔再沸器28的加热蒸汽为新鲜蒸汽，排出的蒸汽凝水送至蒸汽凝水罐42，蒸汽凝水经机泵再送至第一精塔13塔釜闪蒸再利用，操作压力(绝对压力)为0.55～1.0MPa。
第二精塔塔顶部分气相经吸附过热器26加热后，物料气温度升高5～20℃，送至正处于吸附状态的吸附器15A或15B进行吸附脱水操作，吸附器15A或15B吸附脱水后排出的乙醇产品蒸汽送至吸附冷凝器31冷凝，凝液送至乙醇产品罐43，再送燃料乙醇储罐，燃料乙醇产品的水含量为≤0.5％。
当其中一个吸附器15A或吸附器15B吸附操作完成后，该吸附器进入真空解析再生操作，另一吸附器5A或5B进入吸附操作。吸附器解析再生操作过程中产生的富含水的再生物料蒸汽，经再生冷凝器32冷凝后得到再生凝液。
由于在吸附器解析再生操作开始阶段，再生物料蒸汽主要为吸附器中吸附剂外部空间存在的物料，再生物料中水含量较低，随着解析再生操作时间的持续延长，吸附剂内部吸附的水被解析释放出来，再生物料中水含量逐步提高。利用这一吸附解析再生液的浓度随时间的变化特点，本发明公开了分两阶段收集由再生冷凝器32排放的解析再生液的技术方案，开启高浓度再生液进料阀F1，将开始阶段收集的乙醇浓度较高的再生液收集至高浓度再生液罐44，并送至第二精塔12塔顶回流，汽化后直接作为吸附器15A或15B的进料，随着解析再生的进程，再生液中乙醇含量逐步降低，当再生物料乙醇含量(体积浓度)低于设定值时，即高浓度再生液罐44中的再生液的乙醇平均浓度低于设定值时，开启低浓度再生液进料阀F2，关闭高浓度再生液进料F1，将后阶段收集的乙醇浓度较低的再生液送至低浓度再生液罐45，再送至粗塔回流罐11，该解析再生液收集方案有效降低了第一精塔13、第二精塔12的脱水操作负荷，进一步降低精馏脱水单元的生产能耗。
分两阶段收集再生冷凝器32排放的解析再生液方案的具体操作：吸附器15A或15B进入真空解析再生操作，首先开启高浓度再生液进料阀F1，此时低浓度再生液进料阀F2处于关闭状态，再生冷凝器32排放的解析再生液送入高浓度再生液罐44，当高浓度再生液罐44中收集的解析再生液的乙醇平均体积浓度＜90％时，关闭高浓度再生液进料阀F1，开启低浓度再生液进料阀F2，再生冷凝器32排放的解析再生液送入低浓度再生液罐45，低浓度再生液送入粗塔回流罐41，当吸附器15A或15B再次进入真空解析再生操作时，再次开启高浓度再生液进料阀F1，关闭低浓度再生液进料阀F2，依次循环操作，高浓度再生液进料阀F1及低浓度再生液进料阀F2采用时序控制。
为了使整个吸附脱水工艺连续进行，设置两个吸附器15A/15B，依次交替完成吸附、解析操作，实现分离脱水连续操作，吸附器的解析操作压力(绝对压力)为0.05～0.095MPa。
在吸附器15A/15B中装有可对乙醇和水进行选择性吸附的吸附剂，装填的吸附剂为3A分子筛。
3.废醪液处理单元
淀粉原料废醪液处理的主要目的处理酒精废醪液，回收蒸发凝水，得到玉米酒精湿糟饲料，主要设备包括固液分离机、多效蒸发装置、湿糟混合器等，生产过程(参见图4)叙述如下：
来自精馏脱水单元的第二精塔12及第一精塔13的含固废醪液，首先经过固液分离机实现液固分离，液固分离后的清液送至多效蒸发装置，得到的浓缩液与固液分离机得到的湿糟混合，混合湿糟的水含量≤70％，该湿糟作为饲料产品直接利用，清液多效蒸发装置得到的蒸发凝液全部送至醪液制备单元预液化罐作为拌料水，实现了淀粉质原料燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放的清洁过程。
糖质原料废醪液处理的主要目的处理糖质原料酒精废醪液，回收蒸发凝水，得到作为燃料的浓浆，主要设备多效蒸发装置，生产过程(参见图5)叙述如下：
来自精馏脱水单元的第二精塔12及第一精塔13的废醪液，直接送至多效蒸发装置，得到垂度≥60％的浓缩液，该浓缩液作为锅炉燃料利用，多效蒸发装置得到的蒸发凝液送至醪液制备单元稀释罐作为稀释水，实现了糖质原料燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
本发明采用玉米、小麦、高梁、水稻、木薯和糖蜜等为原料生产燃料乙醇。主要耗能生产的精馏脱水单元的蒸汽消耗明显降低，生产1吨燃料乙醇产品的蒸汽消耗≤1.3吨，燃料乙醇产品的酸度指标(以乙酸计)≤40mg/L，优于燃料乙醇产品的国标要求，生产过程工艺废水实现零排放的清洁过程。
本发明通过采用蒸汽热量多级多效利用、侧线采出脱杂、两级解析再生、尾气脱杂及工艺废水回用等技术，使生产燃料乙醇产品的蒸汽消耗量降低，产品酸度指标稳定并降低，实现了燃料乙醇生产过程的绿色节能，提高了生物燃料乙醇的市场竞争力,有广泛的市场需求。
附图说明
图1：淀粉原料醪液制备单元流程图；
图2：糖质原料醪液制备单元流程图；
图3：精馏脱水单元流程图；
图4：淀粉原料废醪液处理单元流程图。
图5：糖质原料废醪液处理单元流程图。
图3中涉及的标记号及名称：粗塔11、第二精塔12、第一精塔13、杂醇油萃取器14、吸附器15A/15B、粗塔再沸器21、粗塔冷凝器22、粗塔后冷器23、第二精塔进料预热器24、第二精塔再沸器25、吸附过热器26、第一精塔进料预热器27、第一精塔再沸器28、杂醇油冷却器29、萃取水冷却器30、吸附冷凝器31、再生冷凝器32、粗塔回流罐41、第一精塔再沸器凝水罐42、乙醇产品罐43、高浓度再生液罐44、低浓度再生液罐45、高浓度再生液进料阀F1、低浓度再生液进料阀F2。
具体实施方式
采用如图1、图2、图3、图4、图5的工艺流程：具体实施方案如下：
1.醪液制备单元
以淀粉质为原料的醪液制备单元主要是通过拌料、液化、糖化发酵制备乙醇发酵醪原料，主要设备包括粉碎装置、预液化罐、喷射液化器、闪蒸罐、液化罐、液化冷却器、酒母扩培罐、二氧化碳洗涤塔、发酵罐等。具体生产过程如下(参见图1)：
首先将淀粉质原料送入粉碎机进行粉碎，粉碎后的粉料送至预液化罐，同时向预液化罐中加入拌料水，拌料水包括来自废醪液处理单元的多效蒸发装置的蒸发凝水、第一精塔釜水及二氧化碳洗涤塔洗涤水，并流加淀粉酶等辅助材料，通过通入新鲜蒸汽，控制预液化罐拌料温度。
预液化罐中的液化醪用机泵送至喷射液化器，喷射液化器通过控制新鲜蒸汽的进料量控制喷射器出口物料温度，温度为85℃～130℃，直接将液化醪送至闪蒸罐，并将液化醪温度降至85℃～100℃，二氧化碳洗涤塔的洗涤水中富集了影响乙醇产品酸度指标的杂质随闪蒸罐的闪蒸尾气排出。
降温后的液化醪送至液化罐，同时流加淀粉酶等辅料进行液化操作。完成液化操作的液化醪经液化冷却器冷却将温度降至28～35℃，同时流加营养盐、糖化酶和硫酸溶液等辅助材料，部分液化醪送入酒母扩培罐，其余部分送至发酵罐。
将酵母送入扩培罐，向罐内连续通入适量的无菌空气，在扩培温度28－32℃的条件下进行培养，在酵母细胞数达到要求后，向发酵罐供料，发酵罐控制温度28～38℃，成熟醪酒度达到发酵要求后，通过机泵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CO2引入二氧化碳洗涤塔，回收发酵罐排放的二氧化碳中的乙醇，洗涤后的CO2送至二氧化碳装置，CO2洗涤塔的洗涤水进水为一次水，CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水作为拌料水送至预液化罐，发酵罐的操作方式为连续，或半连续，或间歇，发酵装置由多个发酵罐组成。
由于醪液制备单元的预液化罐的拌料水包括二氧化碳洗涤塔的洗涤水，洗涤水中含有的乙醇及影响燃料乙醇产品质量的挥发酸等杂质随拌料水进入液化醪，受液化醪气液平衡性质的影响，液化醪中的挥发酸等杂质在闪蒸罐气相中富集，并随闪蒸尾气排放，实现醪液制备单元的液化闪蒸罐的闪蒸脱杂操作，解决了燃料乙醇产品酸值不稳定的行业难题。
以糖质为原料的醪液制备单元主要设备包括酸化除杂装置、稀释罐、酒母扩培罐、二氧化碳洗涤塔、发酵罐等，具体生产过程调整变更如下(参见图2)：
对于糖质原料，由于糖质原料已含有相当数量的可发酵糖，因此糖蜜和甘蔗汁等原料不需要淀粉质原料的液化操作，而是经过酸化、脱杂及稀释后直接得到糖化醪，部分糖化醪直接部分送入酒母扩培罐，部分送至发酵罐，制备发酵醪。稀释水为来自糖质原料多效蒸发装置的蒸发凝水、精馏脱水单元的第一精塔釜水及二氧化碳洗涤塔塔釜洗涤水。
2.精馏脱水单元
来自发酵罐的发酵成熟醪在精馏脱水单元通过精馏吸附操作，得到燃料乙醇产品，废醪液送至废醪液处理单元。精馏脱水单元主要由粗塔11、第二精塔12、第一精塔13、杂醇油萃取器14、吸附器15A/15B、粗塔再沸器21、粗塔冷凝器22、粗塔后冷器23、第二精塔进料预热器24、第二精塔再沸器25、吸附过热器26、第一精塔进料预热器27、第一精塔再沸器28、杂醇油冷却器29、萃取水冷却器30、吸附冷凝器31、再生冷凝器32、粗塔回流罐41、第一精塔再沸器凝水罐42、乙醇产品罐43、高浓度再生液罐44、低浓度再生液罐45等设备构成，具体生产过程如下(参见图3)：
自发酵罐的发酵成熟醪经吸附冷凝器31加热后送入粗塔11，进料中的乙醇的体积浓度为10％～17％，成熟醪在粗塔中脱除水、有机酸和重组份杂质等，粗塔11塔顶气相经粗塔冷凝器22及粗塔后冷器23冷凝，凝液送入粗塔回流罐41，粗塔后冷器23排放的尾气将影响产品质量的轻组分杂质脱除送入真空系统脱除回收。粗塔回流罐41采出经第一精塔进料预热器27预热后，送入第一精塔13，粗塔釜采出的废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，从粗塔进料口下部的侧线采出的物料通过管线经第二精塔预热器24送入第二精塔12下进料口，粗塔11操作压力(绝对压力)为0.02～0.1MPa。
第二精塔12中的物料经过传质操作，实现脱除水、有机酸和重组份杂质等操作,第二精塔12塔釜采出废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，第二精塔塔顶部分气相至吸附过热器26，剩余的部分顶气送至粗塔再沸器21，尾气送至粗塔后冷器23冷凝，即第二精塔12塔顶冷凝器，凝液送至第二精塔12塔顶回流。从第二精塔12侧线采出的的低浓度乙醇物料通过管线，也经第一精塔进料预热器27送入第一精塔13进料口，第二精塔12操作压力(绝对压力)为0.15～0.45MPa。
来自粗塔回流罐41的采出送至第一精塔13，在第一精塔13塔内进行传质操作，在此脱除水等杂质,浓缩回收乙醇，第一精塔13塔顶气相送至第二精塔再沸器25，即第一精塔13塔顶冷凝器，冷凝后回流，含杂质的尾气也送至粗塔后冷器23。第一精塔13塔釜采出的废水经第一精塔进料预热器27降温后送至醪液制备单元的预液化罐。第一精塔13塔下侧线采出的杂醇油流股，经杂醇油冷却器29送至杂醇油萃取器14，第一精塔13塔上侧线采出的浓度接近共沸组成的高浓度乙醇物料，并送至第二精塔上进料口，影响燃料乙醇产品酸度等指标的杂质在第一精塔13塔顶富集，并随第二精塔再沸器25含杂尾气送至粗塔后冷器23脱除，确保了第二精塔12上侧线进料纯度提高。第一精塔再沸器28的加热蒸汽为新鲜蒸汽，排出的蒸汽凝水送至蒸汽凝水罐42，蒸汽凝水经机泵再送至第一精塔13塔釜闪蒸再利用，操作压力(绝对压力)为0.55～1.0MPa。
第二精塔塔顶部分气相经吸附过热器26加热后，物料气温度升高5～20℃，送至正处于吸附状态的吸附器15A或15B进行吸附脱水操作，吸附器15A/15B吸附脱水后排出的乙醇产品蒸汽送至吸附冷凝器31冷凝，凝液送至乙醇产品罐43，燃料乙醇产品的水含量为≤0.5％。
当其中一个吸附器15A或吸附器15B吸附操作完成后，该吸附器进入真空解析再生操作，另一吸附器15A或15B进入吸附操作。吸附器解析再生操作过程中产生的富含水的再生物料蒸汽，经再生冷凝器32冷凝后得到再生液。
分两个阶段收集再生冷凝器32排放的解析再生液方案的具体操作：吸附器15A或15B进入真空解析再生操作，首先开启高浓度再生液进料阀F1，此时低浓度再生液进料阀F2处于关闭状态，再生冷凝器32排放的解析再生液送入高浓度再生液罐44，当高浓度再生液罐44中收集的解析再生液的乙醇平均体积浓度＜90％时，关闭高浓度再生液进料阀F1，开启低浓度再生液进料阀F2，再生冷凝器32排放的解析再生凝液送入低浓度再生液罐45，低浓度再生液送入粗塔回流罐41，当吸附器15A或15B再次进入真空解析再生操作时，再次开启高浓度再生液进料阀F1，关闭低浓度再生液进料阀F2，依次循环操作，高浓度再生液进料阀F1及低浓度再生液进料阀F2采用时序控制。
为了使整个吸附脱水工艺连续进行，设置两个吸附器15A/15B，依次交替完成吸附、解析操作，实现分离脱水连续操作，吸附器的解析操作压力(绝对压力)为0.05～0.095MPa。
在吸附器15A/15B中装有可对乙醇和水进行选择性吸附的吸附剂，装填的吸附剂为3A分子筛。
3.废醪液处理单元
淀粉原料废醪液处理的主要目的处理酒精废醪液，回收蒸发凝水，得到玉米酒精湿糟饲料，主要设备包括固液分离机、多效蒸发装置、湿糟混合器等，生产过程(参见图4)叙述如下：
来自精馏脱水单元的粗塔11及第二精塔12的含固废醪液，首先经过固液分离机实现液固分离，分离后的清液送至多效蒸发装置，得到的浓缩液与固液分离机得到的湿糟混合，混合湿糟的水含量≤70％，该湿糟作为饲料产品直接利用，清液多效蒸发装置得到的蒸发凝液全部送至醪液制备单元预液化罐作为拌料水，实现了淀粉质原料燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
糖质原料废醪液处理的主要目的处理糖质原料酒精废醪液，回收蒸发凝水，得到作为燃料的浓浆，主要设备为多效蒸发装置，生产过程(参见图5)叙述如下：
来自精馏脱水单元的粗塔11及第二精塔12的废醪液，直接送至多效蒸发装置，得垂度≥60％的浓缩液，该浓缩液作为锅炉燃料利用，多效蒸发装置得到的蒸发凝液送至醪液制备单元稀释罐作为稀释水，实现了糖质原料燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放的清洁过程。
实施例1：
采用木薯为原料生产满足GB 18350-2013的变性燃料乙醇产品，生产过程包括醪液制的备单元、精馏脱水单元、废醪液处理单元，参见如图1、图3、图4。具体步骤如下：
1.醪液制备单元
首先将木薯原料送入粉碎机进行粉碎，粉碎后的粉料送至预液化罐，同时向预液化罐中加入拌料水，拌料水包括废醪液处理单元的多效蒸发装置的蒸发凝水、第一精塔釜水及二氧化碳洗涤塔洗涤水，并流加淀粉酶等辅助材料，通过通入新鲜蒸汽，控制预液化罐拌料温度。
预液化罐中的液化醪用机泵送至喷射液化器，喷射液化器通过控制新鲜蒸汽的进料量控制喷射器出口物料温度，温度为130℃，直接将液化醪送至闪蒸罐，并将液化醪温度降至100℃，二氧化碳洗涤塔的洗涤水中富集的影响乙醇产品酸度指标的杂质随闪蒸罐的闪蒸尾气排出。
降温后的液化醪送至液化罐，同时流加淀粉酶等辅料进行液化操作。完成液化操作的液化醪经液化冷却器冷却将温度降至35℃，同时流加营养盐、糖化酶和硫酸溶液等辅助材料，部分液化醪送入酒母扩培罐，其余部分送至发酵罐。
将酵母也送入扩培罐，向罐内连续通入适量的无菌空气，在扩培温度32℃的条件下进行培养，在酵母细胞数达到要求后，向发酵罐供料，发酵罐控制温度38℃，成熟醪酒度达到发酵要求后，通过机泵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CO2引入二氧化碳洗涤塔，回收发酵罐排放的二氧化碳中的乙醇，洗涤后的CO2送至二氧化碳装置，CO2洗涤塔的洗涤水进水为一次水，CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水作为拌料水送至预液化罐，发酵罐的操作方式为间歇，发酵装置由5个发酵罐组成。
2.精馏脱水单元
自发酵罐的发酵成熟醪经吸附冷凝器31加热后送入粗塔11，进料中的乙醇的体积浓度为10％～17％，成熟醪在粗塔中脱除水、有机酸和重组份杂质等，粗塔11塔顶气相经粗塔冷凝器22及粗塔后冷器23冷凝，凝液送入粗塔回流罐41，粗塔后冷器23排放的尾气将影响产品质量的轻组分杂质脱除送入真空系统脱除回收。粗塔回流罐41采出经第一精塔进料预热器27预热后，送入第一精塔13，粗塔塔釜采出的废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，从粗塔进料口下部的侧线采出的物料通过管线经第二精塔预热器24送入第二精塔12下进料口，粗塔11操作压力(绝对压力)为0.1MPa。
第二精塔12中的物料经过传质操作，实现脱除水、有机酸和重组份杂质等操作,第二精塔12塔釜采出的废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，第二精塔塔顶部分气相至吸附过热器26，剩余的部分顶气送至粗塔再沸器21，尾气送至粗塔后冷器23冷凝，即第二精塔12塔顶冷凝器，凝液送至第二精塔12塔顶回流。从第二精塔12侧线采出的的低浓度乙醇物料通过管线，也经第一精塔进料预热器27送入第一精塔13进料口，第二精塔12操作压力(绝对压力)为0.45MPa。
来自粗塔回流罐41的采出送至第一精塔13，在第一精塔13塔内进行传质操作，在此脱除水等杂质,浓缩回收乙醇，第一精塔13塔顶气相送至第二精塔再沸器25，即第一精塔13塔顶冷凝器，冷凝后回流，含杂质的尾气也送至粗塔后冷器23。第一精塔13塔釜采出的废水经第一精塔进料预热器27降温后送至醪液制备单元的预液化罐。第一精塔13塔下侧线采出的杂醇油流股，经杂醇油冷却器29送至杂醇油萃取器14，第一精塔13塔上侧线采出的浓度接近共沸组成的高浓度乙醇，并送至第二精塔上进料口，影响燃料乙醇产品酸度等杂质在第一精塔13塔顶富集，并随第二精塔再沸器25含杂尾气送至粗塔后冷器23脱除，确保了第二精塔12上侧线进料纯度提高。第一精塔再沸器28的加热蒸汽为新鲜蒸汽，排出的蒸汽凝水送至蒸汽凝水罐42，蒸汽凝水经机泵再送至第一精塔13塔釜闪蒸再利用，操作压力(绝对压力)为1.0MPa。
第二精塔塔顶部分气相经吸附过热器26加热后，物料气温度升高5～20℃，送至正处于吸附状态的吸附器15A或15B进行吸附脱水操作，吸附器15A或15B吸附脱水后排出的乙醇产品蒸汽送至吸附冷凝器31冷凝，凝液送至乙醇产品罐43，燃料乙醇产品的水含量为≤0.5％。
当其中一个吸附器15A或吸附器15B吸附操作完成后，该吸附器进入真空解析再生操作，另一吸附器15A或15B进入吸附操作。吸附器解析再生操作过程中产生的富含水的再生物料蒸汽，经再生冷凝器32冷凝后得到再生凝液。
分两阶段收集再生冷凝器32排放的解析再生液方案的具体操作：吸附器15A或15B进入真空解析再生操作，首先开启高浓度再生液进料阀F1，此时低浓度再生液进料阀F2处于关闭状态，再生冷凝器32排放的解析再生液送入高浓度再生液罐44，当高浓度再生液罐44中收集的解析再生液的乙醇平均体积浓度＜90％时，关闭高浓度再生液进料阀F1，开启低浓度再生液进料阀F2，再生冷凝器32排放的解析再生液送入低浓度再生液罐45，低浓度再生液送入粗塔回流罐41，当吸附器15A或15B再次进入真空解析再生操作时，再次开启高浓度再生液进料阀F1，关闭低浓度再生液进料阀F2，依次循环操作，高浓度再生液进料阀F1及低浓度再生液进料阀F2采用时序控制。
为了使整个吸附脱水工艺连续进行，设置两个吸附器15A/15B，依次交替完成吸附、解析操作，实现分离脱水连续操作，吸附器的解析操作压力(绝对压力)为0.095MPa。
在吸附器15A/15B中装有可对乙醇和水进行选择性吸附的吸附剂，装填的吸附剂为3A分子筛。
3.废醪液处理单元
来自精馏脱水单元的粗塔11及第二精塔12的含固废醪液，首先经过固液分离机实现液固分离，分离后的清液送至多效蒸发装置，得到的浓缩液与固液分离机得到的湿糟混合，混合湿糟的水含量≤70％，该湿糟作为饲料产品直接利用，清液多效蒸发装置得到的蒸发凝液全部送至醪液制备单元预液化罐作为拌料水，实现了淀粉质原料燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
精馏脱水单元的蒸汽消耗明显降低，生产1吨燃料乙醇产品的蒸汽消耗1.3吨，燃料乙醇产品的酸度指标(以乙酸计)38mg/L，优于燃料乙醇产品的国标要求，燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
实施例2：
采用糖蜜为原料生产满足GB 18350-2013的变性燃料乙醇产品，生产过程包括醪液制备单元、精馏脱水单元、废醪液处理单元，参见如图2、图3、图5。具体步骤如下：
1.醪液制备单元
对于糖质原料，经过酸化、脱杂及稀释后直接得到糖化醪，部分糖化醪直接部分送入酒母扩培罐，部分送至发酵罐，稀释水为自糖质原料多效蒸发装置的蒸发凝水、精馏脱水单元的第一精塔釜水及二氧化碳洗涤塔塔釜洗涤水。
将酵母也送入扩培罐，向罐内连续通入适量的无菌空气，在扩培温度28℃的条件下进行培养，在酵母细胞数达到要求后，向发酵罐供料，发酵罐控制温度28℃，成熟醪酒度达到发酵要求后，通过机泵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CO2引入二氧化碳洗涤塔，回收发酵罐排放的二氧化碳中的乙醇，洗涤后的CO2送至二氧化碳装置，CO2洗涤塔的洗涤水进水为一次水，CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水作为拌料水送至预液化罐，发酵罐的操作方式为连续，发酵装置由8个发酵罐组成。
2.精馏脱水单元
自发酵罐的发酵成熟醪经吸附冷凝器31加热后送入粗塔11，进料中的乙醇的体积浓度为10％～17％，成熟醪在粗塔中脱除水、有机酸和重组份杂质等，粗塔11塔顶气相经粗塔冷凝器22及粗塔后冷器23冷凝，凝液送入粗塔回流罐41，粗塔后冷器23排放的尾气将影响产品质量的轻组分杂质脱除送入真空系统脱除回收。粗塔回流罐41采出经第一精塔进料预热器27预热后，送入第一精塔13进料口，粗塔塔釜采出的废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，从粗塔进料口下部的侧线采出的物料通过管线经第二精塔预热器24送入第二精塔12下进料口，粗塔11操作压力(绝对压力)为0.02MPa。
第二精塔12中的物料经过传质操作，实现脱除水、有机酸和重组份杂质等操作,第二精塔12塔釜采出废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，第二精塔塔顶部分气相至吸附过热器26，剩余的部分顶气送至粗塔再沸器21，尾气送至粗塔后冷器23冷凝，即第二精塔12塔顶冷凝器，凝液送至第二精塔12塔顶回流。从第二精塔12侧线采出的的低浓度乙醇物料通过管线，也经第一精塔进料预热器27送入第一精塔13进料口，第二精塔12操作压力(绝对压力)为0.15MPa。
来自粗塔回流罐41的采出送至第一精塔13，在第一精塔13塔内进行传质操作，在此脱除水等杂质,浓缩回收乙醇，第一精塔13塔顶气相送至第二精塔再沸器25，即第一精塔13塔顶冷凝器，冷凝后回流，含杂质的尾气也送至粗塔后冷器23。第一精塔13塔釜采出的废水经第一精塔进料预热器27降温后送至醪液制备单元的预液化罐。第一精塔13塔下侧线采出的杂醇油流股，经杂醇油冷却器29送至杂醇油萃取器14，第一精塔13塔上侧线采出的浓度接近共沸组成的高浓度乙醇物料，并送至第二精塔上进料口，影响燃料乙醇产品酸度的杂质在第一精塔13塔顶富集，并随第二精塔再沸器25含杂尾气送至粗塔后冷器23脱除，确保了第二精塔12上侧线进料纯度提高。第一精塔再沸器28的加热蒸汽为新鲜蒸汽，排出的蒸汽凝水送至蒸汽凝水罐42，蒸汽凝水经机泵再送至第一精塔13塔釜闪蒸再利用，操作压力(绝对压力)为0.55MPa。
第二精塔塔顶部分气相经吸附过热器26加热后，物料气温度升高5～20℃，送至正处于吸附状态的吸附器15A或15B进行吸附脱水操作，吸附器15A或15B吸附脱水后排出的乙醇产品蒸汽送至吸附冷凝器31冷凝，凝液送至乙醇产品罐43，燃料乙醇产品的水含量为≤0.5％。
当其中一个吸附器15A或吸附器15B吸附操作完成后，该吸附器进入真空解析再生操作，另一吸附器15A或15B进入吸附操作。吸附器解析再生操作过程中产生的富含水的再生物料蒸汽，经再生冷凝器32冷凝后得到再生凝液。
分两阶段收集再生冷凝器32排放的解析再生液方案的具体操作：吸附器15A或15B进入真空解析再生操作，首先开启高浓度再生液进料阀F1，此时低浓度再生液进料阀F2处于关闭状态，再生冷凝器32排放的解析再生液送入高浓度再生液罐44，当高浓度再生液罐4544中收集的解析再生液的乙醇平均体积浓度＜90％时，关闭高浓度再生液进料阀F1，开启低浓度再生液进料阀F2，再生冷凝器32排放的解析再生液送入低浓度再生液罐45，低浓度再生液送入粗塔回流罐41，当吸附器15A或15B再次进入真空解析再生操作时，再次开启高浓度再生液进料阀F1，关闭低浓度再生液进料阀F2，依次循环操作，高浓度再生液进料阀F1及低浓度再生液进料阀F2采用时序控制。
为了使整个吸附脱水工艺连续进行，设置两个吸附器15A/15B，依次交替完成吸附、解析操作，实现分离脱水连续操作，吸附器的解析操作压力(绝对压力)为0.05MPa。
在吸附器15A/15B中装有可对乙醇和水进行选择性吸附的吸附剂，装填的吸附剂为3A分子筛。
3.废醪液处理单元
来自精馏脱水单元的第二精塔12及第一精塔13的废醪液，直接送至多效蒸发装置，得垂度≥60％的浓缩液，该浓缩液作为锅炉燃料利用，多效蒸发装置得到的蒸发凝液送至醪液制备单元稀释罐作为稀释水，实现了糖质原料燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
精馏脱水单元的蒸汽消耗明显降低，生产1吨燃料乙醇产品的蒸汽消耗1.3吨，燃料乙醇产品的酸度指标(以乙酸计)32mg/L，优于燃料乙醇产品的国标要求，燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
实施例3：
采用玉米为原料生产满足GB 18350-2013的变性燃料乙醇产品，生产过程包括醪液制备单元、精馏脱水单元、废醪液处理单元，参见如图1、图3、图4。具体步骤如下：
1.醪液制备单元
首先将玉米送入粉碎机进行粉碎，粉碎后的粉料送至预液化罐，同时向预液化罐中加入拌料水，拌料水包括来自乙醇废醪液处理单元的蒸发凝水、第一精塔釜水及二氧化碳洗涤塔洗涤水，并流加淀粉酶等辅助材料，通过通入新鲜蒸汽，控制预液化罐拌料温度。
预液化罐中的液化醪用机泵送至喷射液化器，喷射液化器通过控制新鲜蒸汽的进料量控制喷射器出口物料温度，温度为105℃，直接将液化醪送至闪蒸罐，并将液化醪温度降至90℃，二氧化碳洗涤塔的洗涤水中富集的影响乙醇产品酸度指标的杂质随闪蒸罐的闪蒸尾气排出。
降温后的液化醪送至液化罐，同时流加淀粉酶等辅料进行液化操作。完成液化操作的液化醪经液化冷却器冷却将温度降至30℃，同时流加营养盐、糖化酶和硫酸溶液等辅助材料，部分液化醪送入酒母扩培罐，其余部分送至发酵罐。
将酵母也送入扩培罐，向罐内连续通入适量的无菌空气，在扩培温度28℃的条件下进行培养，在酵母细胞数达到要求后，向发酵罐供料，发酵罐控制温度30℃，成熟醪酒度达到发酵要求后，通过机泵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CO2引入二氧化碳洗涤塔，回收发酵罐排放的二氧化碳中的乙醇，洗涤后的CO2送至二氧化碳装置，CO2洗涤塔的洗涤水进水为一次水，CO2洗涤塔塔釜排放的洗涤水作为拌料水送至预液化罐，发酵罐的操作方式为间歇，发酵装置由6个发酵罐组成。
2.精馏脱水单元
自发酵罐的发酵成熟醪经吸附冷凝器31加热后送入粗塔11，进料中的乙醇的体积浓度为10％-17％，成熟醪在粗塔中脱除水、有机酸和重组份杂质等，粗塔11塔顶气相经粗塔冷凝器22及粗塔后冷器23冷凝，凝液送入粗塔回流罐41，粗塔后冷器23排放的尾气将影响产品质量的轻组分杂质脱除送入真空系统脱除回收。粗塔回流罐41采出经第一精塔进料预热器27预热后，送入第一精塔13，粗塔塔釜采出的废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，从粗塔进料口下部的侧线采出的的低浓度乙醇物料通过管线经第二精塔预热器24送入第二精塔12下进料口，粗塔11操作压力(绝对压力)为0.035MPa。
第二精塔12中的物料经过传质操作，实现脱除水、有机酸和重组份杂质等操作,第二精塔12塔釜采出废醪液至废醪液处理单元的液固分离机，第二精塔塔顶部分气相至吸附过热器26，剩余的部分顶气送至粗塔再沸器21，尾气送至粗塔后冷器23冷凝，即第二精塔12塔顶冷凝器，凝液送至第二精塔12塔顶回流。从第二精塔12侧线采出的物料通过管线，也经第一精塔进料预热器27送入第一精塔13进料口，第二精塔12操作压力(绝对压力)为0.16MPa。
来自粗塔回流罐41的采出送至第一精塔13，在第一精塔13塔内进行传质操作，在此脱除水等杂质,浓缩回收乙醇，第一精塔13塔顶气相送至第二精塔再沸器25，即第一精塔13塔顶冷凝器，冷凝后回流，含杂质的尾气也送至粗塔后冷器23。第一精塔13塔釜采出的废水经第一精塔进料预热器27降温后送至醪液制备单元的预液化罐。第一精塔13塔下侧线采出的杂醇油流股，经杂醇油冷却器29送至杂醇油萃取器14，第一精塔13塔上侧线采出的浓度接近共沸组成的高浓度乙醇物料，并送至第二精塔上进料口，影响燃料乙醇产品酸度等指标的杂质在第一精塔13塔顶富集，并随第二精塔再沸器25含杂尾气送至粗塔后冷器23脱除，确保了第二精塔12上侧线进料纯度提高。第一精塔再沸器28的加热蒸汽为新鲜蒸汽，排出的蒸汽凝水送至蒸汽凝水罐42，蒸汽凝水经机泵再送至第一精塔13塔釜闪蒸再利用，操作压力(绝对压力)为0.58MPa。
第二精塔塔顶部分气相经吸附过热器26加热后，物料气温度升高5～20℃，送至正处于吸附状态的吸附器15A或15B进行吸附脱水操作，吸附器15A或15B吸附脱水后排出的乙醇产品蒸汽送至吸附冷凝器31冷凝，凝液送至乙醇产品罐43，燃料乙醇产品的水含量为≤0.5％。
当其中一个吸附器15A或吸附器15B吸附操作完成后，该吸附器进入真空解析再生操作，另一吸附器5A或5B进入吸附操作。吸附器解析再生操作过程中产生的富含水的再生物料蒸汽，经再生冷凝器32冷凝后得到再生凝液。
分两阶段收集再生冷凝器32排放的解析再生液方案的具体操作：吸附器15A或15B进入真空解析再生操作，首先开启高浓度再生液进料阀F1，此时低浓度再生液进料阀F2处于关闭状态，再生冷凝器32排放的解析再生液送入高浓度再生液罐44，当高浓度再生液罐4344中收集的解析再生液的乙醇平均体积浓度＜90％时，关闭高浓度再生液进料阀F1，开启低浓度再生液进料阀F2，再生冷凝器32排放的解析再生液送入低浓度再生液罐45，低浓度再生液送入粗塔回流罐41，当吸附器15A或15B再次进入真空解析再生操作时，再次开启高浓度再生液进料阀F1，关闭低浓度再生液进料阀F2，依次循环操作，高浓度再生液进料阀F1及低浓度再生液进料阀F2采用时序控制。
为了使整个吸附脱水工艺连续进行，设置两个吸附器15A/15B，依次交替完成吸附、解析操作，实现分离脱水连续操作，吸附器的解析操作压力(绝对压力)为0.08MPa。
在吸附器15A/15B中装有可对乙醇和水进行选择性吸附的吸附剂，装填的吸附剂为3A分子筛。
3.废醪液处理单元
来自精馏脱水单元的粗塔11及第二精塔12的含固废醪液，首先经过固液分离机实现液固分离，分离后的清液送至多效蒸发装置，得到的浓缩液与固液分离机得到的湿糟混合，混合湿糟的水含量≤70％，该湿糟作为饲料产品直接利用，清液多效蒸发装置得到的蒸发凝液全部送至醪液制备单元预液化罐作为拌料水，实现了淀粉质原料燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
精馏脱水单元的蒸汽消耗明显降低，生产1吨燃料乙醇产品的蒸汽消耗1.26吨，燃料乙醇产品的酸度指标(以乙酸计)≤30mg/L，优于燃料乙醇产品的国标要求，燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。

Claims (10)

1.一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是生产过程包括醪液制备单元、精馏脱水单元和废醪液处理单元；精馏脱水单元的第一精塔再沸器(28)的加热蒸汽为新鲜蒸汽，排出的蒸汽凝水收集后送至第一精塔(13)塔釜直接加热塔釜液。
2.如权利要求1所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的第一精塔(13)塔上侧线采出的浓度接近共沸组成的高浓度乙醇物料送至第二精塔上进料口。
3.如权利要求1所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是将精馏脱水单元的粗塔再沸器(21)和第二精塔再沸器(25)排出的富含影响燃料乙醇酸度的杂质的尾气，送至粗塔后冷器(23)回收其中的乙醇，而影响燃料乙醇产品质量指标的低沸点的杂质随粗塔后冷器(23)尾气送入真空系统脱除。
4.如权利要求1所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元设置高浓度再生液罐(44)和低浓度再生液罐(45)，分两阶段收集再生冷凝器(32)排放的解析再生液，再生冷凝器(32)开始阶段排放的乙醇浓度较高的高浓度再生液送入高浓度再生液罐(44)，再生冷凝器(32)后一阶段排放的乙醇浓度较低的低浓度再生液送至低浓度再生液罐(45)，高浓度再生液送入第二精塔(12)塔顶回流，低浓度再生液送入粗塔回流罐(41)。
5.如权利要求4所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的吸附器15A或15B进入真空解析再生操作，首先开启高浓度再生液进料阀(F1)，对应的低浓度再生液进料阀(F2)处于关闭状态，再生冷凝器(32)排放的再生液送入高浓度再生液罐(44)，当高浓度再生液罐(44)中收集的再生液的乙醇平均体积浓度＜90％时，关闭高浓度再生液进料阀(F1)，开启低浓度再生液进料阀(F2)，再生冷凝器(32)排放的再生液送入低浓度再生液罐(45)。
6.如权利要求1所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是醪液制备单元的预液化罐的拌料水包括二氧化碳洗涤塔的洗涤水，洗涤水中含有的乙醇及影响燃料乙醇产品质量的挥发酸杂质随拌料水进入液化醪，受液化醪气液平衡性质的影响，液化醪中的挥发酸杂质在闪蒸罐气相中富集，并随闪蒸尾气排放，实现醪液制备单元的液化闪蒸罐的闪蒸脱杂操作。
7.如权利要求1所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是淀粉质原料的燃料乙醇废醪液处理单元的固液分离机得到的清液送至多效蒸发装置，多效蒸发装置得到的浓缩液与固液分离机得到的湿糟混合制成饲料，得到的蒸发凝液作为拌料水全部送至醪液制备单元预液化罐，实现了燃料乙醇生产过程工艺废水的零排放。
8.如权利要求1所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的粗塔(11)操作压力(绝对压力)为0.02～0.1MPa。
9.如权利要求1所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的第二精塔(12)操作压力(绝对压力)为0.15～0.45MPa。
10.如权利要求1所述的一种燃料乙醇节能清洁生产方法，其特征是精馏脱水单元的第一精塔(13)的操作压力(绝对压力)为0.55～1.0MPa。
CN201710542687.5A 2017-07-05 2017-07-05 一种燃料乙醇节能清洁生产方法 Active CN107418979B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710542687.5A CN107418979B (zh) 2017-07-05 2017-07-05 一种燃料乙醇节能清洁生产方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710542687.5A CN107418979B (zh) 2017-07-05 2017-07-05 一种燃料乙醇节能清洁生产方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN107418979A true CN107418979A (zh) 2017-12-01
CN107418979B CN107418979B (zh) 2020-08-28

Family

ID=60427130

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201710542687.5A Active CN107418979B (zh) 2017-07-05 2017-07-05 一种燃料乙醇节能清洁生产方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN107418979B (zh)

Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN108103112A (zh) * 2018-02-09 2018-06-01 广东中科天元新能源科技有限公司 一种以玉米淀粉质为原料生产燃料乙醇的工艺
CN109971616A (zh) * 2019-04-26 2019-07-05 天津大学 一种基于优质ddgs产品的燃料乙醇生产方法
CN110066215A (zh) * 2019-04-30 2019-07-30 天津大学 基于湿糟产品的燃料乙醇生产过程的热量耦合集成方法
CN111187790A (zh) * 2020-04-09 2020-05-22 中粮营养健康研究院有限公司 用稻谷原料制备乙醇的方法
CN112852597A (zh) * 2021-01-08 2021-05-28 宁夏首朗吉元新能源科技有限公司 一种铁合金工业尾气发酵的营养盐的回收设备和方法

Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101157890A (zh) * 2007-08-14 2008-04-09 天津大学 燃料乙醇生产装备及方法
CN101717802A (zh) * 2009-12-18 2010-06-02 天津大学 生物乙醇节能生产方法
CN102040471A (zh) * 2010-11-16 2011-05-04 广东中科天元新能源科技有限公司 一种燃料乙醇和普级食用酒精联产的蒸馏脱水装置及工艺
JP2016077182A (ja) * 2014-10-11 2016-05-16 国立大学法人 宮崎大学 焼酎廃液の物質交換機能による燃料用エタノールの製造方法及び廃液処理プラント
CN106496069A (zh) * 2015-09-06 2017-03-15 中国石油化工股份有限公司 乙腈精制系统的节能装置和节能方法
CN206232630U (zh) * 2016-10-13 2017-06-09 宁波华子制药设备制造有限公司 一种多功能酒精回收装置

Patent Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101157890A (zh) * 2007-08-14 2008-04-09 天津大学 燃料乙醇生产装备及方法
CN101717802A (zh) * 2009-12-18 2010-06-02 天津大学 生物乙醇节能生产方法
CN102040471A (zh) * 2010-11-16 2011-05-04 广东中科天元新能源科技有限公司 一种燃料乙醇和普级食用酒精联产的蒸馏脱水装置及工艺
JP2016077182A (ja) * 2014-10-11 2016-05-16 国立大学法人 宮崎大学 焼酎廃液の物質交換機能による燃料用エタノールの製造方法及び廃液処理プラント
CN106496069A (zh) * 2015-09-06 2017-03-15 中国石油化工股份有限公司 乙腈精制系统的节能装置和节能方法
CN206232630U (zh) * 2016-10-13 2017-06-09 宁波华子制药设备制造有限公司 一种多功能酒精回收装置

Cited By (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN108103112A (zh) * 2018-02-09 2018-06-01 广东中科天元新能源科技有限公司 一种以玉米淀粉质为原料生产燃料乙醇的工艺
CN108103112B (zh) * 2018-02-09 2021-12-21 广东中科天元新能源科技有限公司 一种以玉米淀粉质为原料生产燃料乙醇的工艺
CN109971616A (zh) * 2019-04-26 2019-07-05 天津大学 一种基于优质ddgs产品的燃料乙醇生产方法
CN109971616B (zh) * 2019-04-26 2022-07-29 天津大学 一种基于优质ddgs产品的燃料乙醇生产方法
CN110066215A (zh) * 2019-04-30 2019-07-30 天津大学 基于湿糟产品的燃料乙醇生产过程的热量耦合集成方法
CN111187790A (zh) * 2020-04-09 2020-05-22 中粮营养健康研究院有限公司 用稻谷原料制备乙醇的方法
CN111187790B (zh) * 2020-04-09 2020-07-14 中粮营养健康研究院有限公司 用稻谷原料制备乙醇的方法
CN112852597A (zh) * 2021-01-08 2021-05-28 宁夏首朗吉元新能源科技有限公司 一种铁合金工业尾气发酵的营养盐的回收设备和方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN107418979B (zh) 2020-08-28

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN108103112B (zh) 一种以玉米淀粉质为原料生产燃料乙醇的工艺
CN107418979A (zh) 一种燃料乙醇节能清洁生产方法
CN101157890B (zh) 燃料乙醇生产装备及方法
CN101648847B (zh) 燃料乙醇与食用酒精复合工艺
CN100525874C (zh) 特级食用酒精六塔差压蒸馏装置及其工艺
CN108531342B (zh) 一种中性食用酿造酒精产品的生产方法及装备
CN108558602B (zh) 双粗双精四塔四效节能蒸馏生产燃料乙醇系统及其使用方法
CN102286544A (zh) 一种淀粉基燃料乙醇的清洁生产方法
CN1298859C (zh) 燃料乙醇生产方法
CN103614278A (zh) 处理糖蜜酒精废液的设备及方法
CN109294893A (zh) 一种白酒酿造副产物黄水的资源化利用系统及方法
JPS6043117B2 (ja) 連続発酵による揮発性有機化合物、とくにエタノ−ルの製造方法
CN101648848B (zh) 燃料乙醇和食用酒精联合生产方法
CN107986964A (zh) 一种利用膜分离脱水的乙酸乙酯合成方法
CN204973118U (zh) 高热力学效率的酒精蒸馏生产系统
CN102517340B (zh) 薯类制备乙醇生产过程酒糟分离干燥工艺方法
CN212356909U (zh) 一种发酵醪液蒸发浓缩与精馏联产蛋白粉系统
CN101024846B (zh) 一种发酵液蒸汽相吸附分离制备燃料酒精的方法与装置
CN220176078U (zh) 用于合成气发酵醪制取优质无水乙醇的蒸馏系统
CN109704920A (zh) 从低浓度发酵液生产燃料乙醇的节能工艺方法和装置
CN1896253A (zh) 无蒸馏过程的乙醇生产工艺
CN1872679A (zh) 利用水泥窑尾气制备食品级液体二氧化碳的方法
CN101717802B (zh) 生物乙醇节能生产方法
CN101497555B (zh) 生物丁醇生产方法及设备
CN203425541U (zh) 糖蜜酒精发酵成熟醪多效蒸发浓缩一体化设备

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant