CN110002960B - 一种分离abe发酵渗透汽化液的装置和方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及分离ABE发酵渗透汽化液的装置；该装置包括一个间壁式精馏塔，其将膜分离技术与新型精馏手段级联整合，通过膜与精馏过程耦合，实现从丙酮丁醇发酵醪液中分离高浓度乙醇、丁醇和丙酮；该装置操作简便、能耗低、占用场地面积小。本发明还涉及分离乙醇、丙酮和丁醇的方法，该方法利用本发明所提供的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液中分离乙醇、丁醇和丙酮的方法；该方法具有较高溶剂回收效率和纯度，操作简单，稳定性强，节能减排，绿色环保，具有良好的工业应用前景。

Description

一种分离ABE发酵渗透汽化液的装置和方法

技术领域

本发明属于生物质发酵过程代谢产物分离技术领域，涉及一种发酵醪液的精馏工艺，具体涉及一种分离ABE发酵渗透汽化液的装置和方法。

背景技术

丙酮丁醇发酵(丙酮丁醇梭菌或拜氏梭菌及其突变菌株等微生物在厌氧条件下利用淀粉、糖类物质及富含纤维素和半纤维素的生物质原料发酵生产丙酮(Acetone)、丁醇(Butanol)和乙醇(Ethanol)的过程，简称ABE发酵)历史悠久，作为一种生产大宗化学品丙酮丁醇的方法，在20世纪上半页实现了产业化生产。然而，由于丙酮丁醇发酵的丁醇产物存在极高的产物毒性，发酵菌株对发酵底物及产物低耐受性等问题，导致丙酮丁醇发酵乙醇、丁醇、丙酮产物总浓度通常只有1-3％，这使得醪液分离成本很高。随着石油工业的发展，到20世纪末，市售绝大多数正丁醇产品为通过石油化工技术得到。

随着能源危机，全球气候变暖等问题的出现，人们重新关注生物丁醇发酵产业，随着多种发酵分离耦合技术的突破，通过耦合技术，生物丁醇发酵产物毒性降低，发酵产率和发酵底物对溶剂的转化率有显著提高，与此同时，利用耦合技术，可以获得较高浓度的浓缩发酵液，使得丙酮丁醇发酵重新具备了一定的市场竞争力，具有良好的市场前景。

渗透汽化耦合技术以其高选择性、高通量、稳定性强等优点，是一种理想的丁醇发酵分离耦合方式，受到广泛关注。然而，渗透汽化膜分离后的浓缩丁醇发酵液无法达到市售溶剂浓度，需要进一步通过精馏手段分离得到高浓度的乙醇、丙酮、丁醇产品，以满足市场需求。

目前利用常规精馏手段分离渗透汽化浓缩液已经在大量的文献中被报道，但常规精馏手段需要多个精馏塔参与，通过复杂物流设计才能获得无水丁醇和丙酮、乙醇等副产物，占地面积大，能耗高。因此，目前存在的问题是亟需开发一种针对发酵耦合渗透汽化浓缩液分离的结构简单、节能、高效、稳定和环保的精馏工艺。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是针对上述现有技术的不足，提供一种分离ABE发酵渗透汽化液的装置。该装置包括一个间壁式精馏塔，并将膜分离技术与新型精馏手段级联整合，通过膜与精馏过程耦合，实现从丙酮丁醇发酵醪液中分离高浓度乙醇、丁醇和丙酮。该装置操作简便、能耗低、占用场地面积小；将该装置用于分离ABE发酵渗透汽化液能够同时连续高效分离出多种发酵产物，具有较高的溶剂回收效率和纯度，操作简单，稳定性强，节能减排，绿色环保，具有实际应用价值。

为此，本发明提供了一种分离ABE发酵渗透汽化液的装置，其包括一个间壁式精馏塔，所述间壁式精馏塔中设置有至少一个隔板。

根据本发明第一方面的一些实施方式，所述间壁式精馏塔中设置有一个与塔底相连的隔板，该隔板将精馏塔分为三个分离区。

在本发明的一些实施例中，所述装置还包括一个冷凝器和二个再沸器，其中，所述冷凝器的进口与塔顶的分离区的出口相连，并且冷凝器还设置有与塔顶分离区相连接的循环回路和一个出料口；二个再沸器分别与塔底的二个分离区的出料口相连，并且各再沸器分别独立地设置有与对应的分离区相连接循环回路；塔底第II分离区出料口与乙醇塔进料口相连。

优选地，所述间壁式精馏塔还设置有至少一个进料口，所述进料口设置在塔的中上部到中下部。

根据本发明第二方面的一些实施方式，所述间壁式精馏塔中平行设置有二个隔板，其中一个隔板与塔底相连，并按物料流动方向将塔底依次分为二个分离区；一个隔板与塔顶相连，并按物料流动方向将塔顶依次分为二个分离区；两个隔板重叠部分形成塔中段分离区。

在本发明的一些实施例中，所述装置还包括二个冷凝器、二个再沸器和一个分相器，其中，二个冷凝器的进口分别独立地与塔顶的二个分离区的出口相连，并且各冷凝器分别独立地设置有与对应的分离区相连接循环回路和一个出料口；二个再沸器分别与塔底的二个分离区的出料口相连，并且各再沸器分别独立地设置有与对应的分离区相连接的循环回路；所述分相器的入口与精馏塔塔底的第二区出口相连。

优选地，所述间壁式精馏塔还设置有至少一个进料口，所述进料口设置在塔的中上部到中下部。

根据本发明第三方面的一些实施方式，所述间壁式精馏塔中平行设置有四个隔板，其中三个隔板与塔底相连，并按物料流动方向将塔底依次分为四个分离区；一个隔板与塔顶相连，并按物料流动方向将塔顶依次分为二个分离区；与塔顶相连的隔板下游端和与塔底相连的第II和第III隔板上游端在同一水平线上，而与塔底相连的靠近进料口的第I隔板与连接于塔顶的隔板的重叠部分形成塔中段分离区。

在本发明的一些实施例中，所述装置还包括二个冷凝器、四个再沸器和一个分相器，其中，二个冷凝器的进口分别独立地与塔顶的二个分离区的出口相连，并且各冷凝器分别独立地设置有与对应的分离区相连接循环回路和一个出料口；四个再沸器分别与塔底的四个分离区的出料口相连，并且各再沸器分别独立地设置有与对应的分离区相连接的循环回路；分相器的入口与塔底的第II分离区出口相连，分相器上相物流出口与塔底第III分离区的上游端中部相连，下相物流出口与塔底第IV分离区侧壁中段相连。

优选地，所述间壁式精馏塔还设置有至少一个进料口，所述进料口设置在塔的中上部到中下部。

本发明还提供了一种分离ABE发酵渗透汽化液的方法，其利用本发明所提供的上述分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇。

根据本发明第四方面的一些实施方式，利用如本发明第一方面的实施方式所述的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇，其包括：将渗透汽化浓缩液送入该间壁式精馏塔中，分别从塔顶分离区、塔底第I分离区和塔底第II分离区采出丙酮产品、第I废水和含有PPM级别的丙酮的乙醇丁醇水溶液，含有PPM级别的丙酮的乙醇丁醇水溶液送入乙醇塔中进行下一步分离。

根据本发明第五方面的一些实施方式，利用如本发明第二方面的实施方式所述的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇，其包括：将渗透汽化浓缩液送入该精馏塔中，分别从塔顶第I分离区、塔顶第II分离区采出丙酮产品和废水，分别从塔底第I分离区和塔顶第II分离区采出丁醇水溶液和乙醇产品，丁醇水溶液送入分相器中进行下一步的分离。

根据本发明第六方面的一些实施方式，利用如本发明第三方面的实施方式所述的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇，其包括：将渗透汽化浓缩液送入该精馏塔中，分别从塔顶第I分离区、塔顶第II分离区采出丙酮产品、乙醇产品，从塔底第I分离区采出第I废水，从塔底第IV分离区采出第II废水，分别从塔底第II分离区、塔底第III分离区采出不含丙酮的丁醇乙醇水溶液和丁醇产品；不含丙酮的丁醇乙醇水溶液送入分相器中，分相后的上相送回精馏塔的塔底第III分离区，分相后的下相分别送回精馏塔的塔底第IV分离区。

在本发明的一些具体实施方式中，利用如本发明第三方面的实施方式所述的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇的方法包括：

步骤A，ABE发酵液经渗透汽化膜分离后的渗透汽化浓缩液从渗透汽化储罐进入精馏塔，经过塔顶第I分离区和塔底第I分离区进行丙酮分离处理后，获得含有少量丙酮的浓缩的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区和塔底第I分离区；

步骤B，含有少量丙酮的浓缩的乙醇丁醇水溶液从上游端进入塔中段分离区分离后，所获得的富含丙酮的汽相物流送入塔顶第I分离区，所获得的不含丙酮的丁醇乙醇水溶液进入塔底第II分离区；

步骤C，不含丙酮的丁醇乙醇水溶液从顶部进入塔底第II分离区进行丁醇提浓分离处理，从塔底第II分离区底部采出的丁醇与水的混合溶液送到分相器，从塔底第II分离区上升的蒸汽分为两股物流，一股送入塔顶第II分离区，另外一股送入塔中段分离区；

步骤D，丁醇与水的混合溶液进入分相器分相后，上相物流进入精馏塔的塔底第III分离区，下相物流进入精馏塔的塔底第IV分离区；

步骤E，分相器的上相物流从顶端中部进入塔底第III分离区进行丁醇精制分离，从塔底第III分离区顶部采出第VI汽相物流送入塔顶第II分离区，从塔底第III分离区底部获得的第VI液相物流为丁醇产品；

步骤F，分相器的下相物流从侧壁中段进入塔底第IV分离区进行丁醇回收分离，从塔底第IV分离区顶部采出第VII汽相物流送入塔顶第II分离区，从塔底第IV分离区底部获得的第VII液相物流为第II废水；

步骤G，塔顶第II分离区接收塔底第II分离区、塔底第III分离区和塔底第IV分离区的上升蒸汽并进行乙醇精制分离，从塔顶第II分离区的顶部采出的第V汽相物流经过其相应的冷凝器冷凝后，被冷凝成的液体分为两股，一股作为乙醇产品采出，另一股回流至塔顶第II分离区；塔顶第II分离区的底部采出的第V液相物流分成三股并分别送至塔底第II分离区、塔底第III分离区和塔底第IV分离区。

在本发明的一些实施例中，所述步骤A包括：

所述步骤A包括：

步骤S1，渗透汽化浓缩液进入塔底第I分离区并在该区进行溶剂提浓分离处理，从塔底第I分离区的顶部获得浓缩的含有水、乙醇、丁醇和少量丙酮的汽相物流，从塔底第I分离区的底部采出第I废水；

步骤S2，浓缩的含有水、乙醇、丁醇和少量丙酮的汽相物流进入从底部进入塔顶第I分离区并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔顶第I分离区的底部获得含有微量丙酮的乙醇丁醇水溶液，从塔顶第I分离区的顶部获得的汽相物流经过冷凝后，一部分从顶部回流到塔顶第I分离区，另一部分作为丙酮产品采出；

步骤S3，含有微量丙酮的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区和塔底第I分离区。

在本发明的另一些实施例中，所述步骤A包括：

步骤T1，渗透汽化浓缩液进入塔顶第I分离区并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔顶第I分离区的底部获得含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液，从塔顶第I分离区的顶部获得的汽相物流经过冷凝后，一部分从顶部回流到塔顶第I分离区，另一部分作为丙酮产品采出；

步骤T2，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区和塔底第I分离区；

步骤T3，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液从顶部进入塔底第I分离区并在该区进行溶剂提浓分离，从塔底第I分离区的顶部采出浓缩的含有乙醇、丁醇、水和少量丙酮的蒸汽从底部进入塔顶第I分离区并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔底第I分离区的底部采出第I废水。

在本发明的一些优选的实施例中，在步骤S2或步骤T1中，从塔顶第I分离区获得的丙酮产品中的丙酮含量≥99.7％(w/w)。

在本发明的另一些优选的实施例中，在步骤S2或步骤T1中，所述塔顶第I分离区的进料温为20-50℃，塔板数为13-60块，回流比为5-25，顶部采出温度为50-60℃，顶部压力为50-120kpa，底部采出温度为110-120℃。

在本发明的一些优选的实施例中，在步骤S1或步骤T3中，从塔底第I分离区获得的合格废水中的有机物的含量≤0.1％(w/w)。

在本发明的另一些优选的实施例中，在步骤S1或步骤T3中，所述塔底第I分离区中，进料温度为85-110℃，塔板数为30-50块，回流比为0.03-1，底部采出温度为80-130℃，顶部压力为90-300kpa。

在本发明的一些实施例中，在步骤G中，从塔顶第II分离区顶部获得的乙醇溶液中的乙醇含量≥95wt％(w/w)。

在本发明的一些优选的实施例中，在步骤G中，所述塔顶第II分离区中，塔板数为30-120块，回流比为0.05-60，顶部采出温度为40-70℃。

在本发明的另一些优选的实施例中，在步骤G中，塔底第IV分离区顶部物流与塔底第II1分离区顶部物流在进入塔顶第II分离区前进行混合，混合温度为70-95℃，压力为80-110kPa。

在本发明的又一些优选的实施例中，在步骤G中，送入塔底第II分离区的液体流量大于送入塔底第III分离区和塔底第IV分离区之和。

在本发明的一些实施例中，在步骤E中，从塔底第III分离区底部获得的无水丁醇产品中丁醇的含量≥99.5％(w/w)。

在本发明的一些优选的实施例中，在步骤E中，所述塔底第III分离区中，进料温度为35-50℃，塔板数为10-80块，回流比为1-4，底部采出温度为110-125℃。

在本发明的一些实施例中，在步骤F中，从塔底第IV分离区底部获得的废水(丁醇-贫溶液)中丁醇含量≤0.01％(w/w)。

在本发明的一些优选的实施例中，在步骤F中，所述塔底第IV分离区中，进料温度为25-35℃，塔板数为5-50块，回流比为1-4，底部采出温度为80-130℃。

在本发明的一些实施例中，在步骤D中，所述分相器的温度为20-60℃，压力为90-400kPa。

本发明所提供的分离ABE发酵渗透汽化液的装置包括一个间壁式精馏塔，其将膜分离技术与新型精馏手段级联整合，通过膜与精馏过程耦合，实现从丙酮丁醇发酵醪液中分离高浓度乙醇、丁醇和丙酮。该装置操作简便、能耗低、占用场地面积小。本发明提供的分离ABE发酵渗透汽化液的方法，利用本发明上述分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液中分离乙醇、丙酮和丁醇，该方法具有较高溶剂回收效率和纯度，操作简单，稳定性强，节能减排，绿色环保，具有良好的工业应用前景。

附图说明

为使本发明容易理解，下面结合附图来说明本发明。附图用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与本发明的实施例一起用于解释本发明，不构成对本发明的限制。在附图中，

图1为本发明中利用ABE渗透汽化液精馏分离乙醇、丙酮和丁醇的第一工艺流程图；

图2为本发明中利用ABE渗透汽化液精馏分离乙醇、丙酮和丁醇的第二工艺流程图；

图中附图标记说明：S101渗透汽化储罐；V101分相器；P01塔底第I分离区；P02塔顶第I分离区；P03塔中段分离区；P04塔底第II分离区；P05塔顶第II分离区；P06塔底第III分离区；P07塔底第IV分离区；C01塔顶第I冷凝器；C02塔顶第II冷凝器；B01塔底第I再沸器；B02塔底第II再沸器；B03塔底第III再沸器；B04塔底第IV再沸器；W01与塔底相连的靠近进料口的第I隔板；W02与塔底相连的第II隔板；W03与塔底相连的第III隔板；W04与塔顶相连的隔板；T101间壁式精馏塔；T102间壁式精馏塔；Y01间壁式精馏塔T101的进料口；Y02间壁式精馏塔T102的进料口。

具体实施方式

为使本发明容易理解，下面将结合附图和具体实施方式来详细说明本发明。但在详细描述本发明前，应当理解本发明不限于描述的具体实施方式。还应当理解，本文中使用的术语仅为了描述具体实施方式，而并不表示限制性的。

在提供了数值范围的情况下，应当理解所述范围的上限和下限和所述规定范围中的任何其他规定或居间数值之间的每个居间数值均涵盖在本发明内。这些较小范围的上限和下限可以独立包括在较小的范围中，并且也涵盖在本发明内，服从规定范围中任何明确排除的限度。在规定的范围包含一个或两个限度的情况下，排除那些包括的限度之任一或两者的范围也包含在本发明中。

除非另有定义，本文中使用的所有术语与本发明所属领域的普通技术人员的通常理解具有相同的意义。虽然与本文中描述的方法和材料类似或等同的任何方法和材料也可以在本发明的实施或测试中使用，但是现在描述了优选的方法和材料。

I.术语

本发明中所述用语“上游”是指沿物料流动的方向的靠近精馏塔或塔内分离区的起始端或进料处的位置。

类似地，本发明中所述用语“下游”是指沿物料流动的方向的靠近精馏塔或塔内分离区的末端或出料处的位置。

本发明中所述用语“回收率高”是指经过本工艺后，丙酮和丁醇均达到国标优等品要求，乙醇也达到常规分子筛脱水工艺的进料要求，可以进一步被加工成合格产品，同时两处废水排放中都只有痕量的有机物，这说明进料中的有机物收率近似为100％。

本发明中所述用语“稳定性强”是指丁醇精制部分和丁醇回收部分的顶部采出中含有微量的乙醇，这两股物流送到乙醇精制部分进行分离后，可以避免这两股物流中的微量乙醇在系统内富集，保证系统可以长期稳定的运行而不需要间歇的处理富集的乙醇。

本发明中所述用语“节能减排”是指通过多间壁的精馏塔，各个分离部分实现了工艺上的热耦合，充分利用了各个部分的热量，降低了各个部分热量的外流；同时，通过耦合几个分离部分，充分回收了废水中的有机物.。

本发明中所述用语“固定资产投资少，场地使用面积小”是指用一个精馏塔直接分离出三种有机产品，降低了精馏塔的使用数量，同时降低了相应的辅助建筑和设备数量，降低了固定投资，减少了占地面积。

本发明中所述用语“丙酮罐”与“丙酮储罐”和“丙酮产品罐”可以互换使用。

本发明中所述用语“乙醇罐”与“乙醇储罐”和“乙醇产品罐”可以互换使用。

本发明中所述用语“丁醇罐”与“丁醇储罐”和“丁醇产品罐”可以互换使用。

本发明中所述用语“含量”与“质量浓度”、“浓度”、“质量分数”和“质量含量”、可以互换使用。

本发明中所述“丁醇-贫溶液”是指该溶液中仅含有痕量的丁醇，例如该溶液中丁醇的含量≤0.01％(w/w)，本发明中也称为第II废水。

本发明中所述用语“采出温度”是指开始采出物料的温度。

II.实施方案

如前所述，由于以渗透汽化方式分离丁醇发酵产物的研究领域相对较新，研究的热点集中在发酵耦合渗透汽化工艺和方式上，对渗透汽化后溶液精制丁醇的方法研究相对较少。目前利用常规精馏手段分离渗透汽化浓缩液已经在大量的文献中被报道，但常规精馏手段需要多个精馏塔参与，通过复杂物流设计才能获得无水丁醇和丙酮、乙醇等副产物，占地面积大，能耗高。鉴于此，本发明人针对发酵耦合渗透汽化浓缩液的精馏工艺进行了大量的研究。

本发明人研究发现，将ABE发酵液经渗透汽化膜分离后的渗透汽化浓缩液，依次经丙酮分离装置、乙醇塔和分相器处理后，所获得的分相器上相物流进入丁醇塔，分相器下相物流进入丁醇回收塔，然后将丁醇回收塔和丁醇塔的塔顶物流回流进入乙醇塔，可以降低能耗、提高分离效率和操作稳定性，且有利于环保。本发明人进一步研究发现，采用间壁塔，特别是多间壁式间壁塔将上述工艺过程实现热耦合，可以实现能耗的再次降低，同时也可以降低设备和场地等固定资产投资，尤其是通过控制工艺条件还能显著提高分离效率。本发明就是基于上述发现做出的。

因此，本发明所涉及的分离ABE发酵渗透汽化液的装置包括一个间壁式精馏塔，所述间壁式精馏塔中设置有至少一个隔板；优选地，所述间壁式精馏塔中设置有一个隔板、二个隔板或四个隔板；进一步优选地，所述间壁式精馏塔中设置有四个隔板。

相应地，本发明所涉及的分离ABE发酵渗透汽化液的方法可以理解为利用本发明所提供的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇的方法。

在本发明第一方面的实施方式中，所述间壁式精馏塔中设置有一个与塔底相连的隔板，该隔板将精馏塔分为三个分离区，包括分别与塔底相连的两个分离区和一个与塔顶相连的分离区。

所述装置还包括一个冷凝器和二个再沸器，其中，所述冷凝器的进口与塔顶的分离区的出口相连，并且冷凝器还设置有与塔顶分离区相连接的循环回路和一个出料口；二个再沸器分别与塔底的二个分离区的出料口相连，并且各再沸器分别独立地设置有与对应的分离区相连接循环回路；塔底第II分离区出料口与乙醇塔进料口相连。

所述间壁式精馏塔还设置有至少一个进料口，所述进料口可以设置在塔的中上部到中下部之间。

在本发明一些实施方式中，本发明所提供的分离ABE发酵渗透汽化液的方法，是利用本发明第一方面的实施方式所述的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇，其包括：将渗透汽化浓缩液送入该间壁式精馏塔中，分别从塔顶分离区、塔底第I分离区和塔底第II分离区采出丙酮产品、废水和含有PPM级别的丙酮的乙醇丁醇水溶液，含有PPM级别的丙酮的乙醇丁醇水溶液送入乙醇塔中进行下一步分离。

在本发明第二方面实施方式中，所述间壁式精馏塔中平行设置有二个隔板，其中一个隔板与塔底相连，并按物料流动方向将塔底依次分为二个分离区；一个隔板与塔顶相连，并按物料流动方向将塔顶依次分为二个分离区；两个隔板重叠部分形成塔中段分离区。

所述装置还包括二个冷凝器、二个再沸器和一个分相器，其中，二个冷凝器的进口分别独立地与塔顶的二个分离区的出口相连，并且各冷凝器分别独立地设置有与对应的分离区相连接循环回路和一个出料口；二个再沸器分别与塔底的二个分离区的出料口相连，并且各再沸器分别独立地设置有与对应的分离区相连接的循环回路；所述分相器的入口与精馏塔塔底的第II分离区出口相连。

所述间壁式精馏塔还设置有至少一个进料口，所述进料口可以设置在塔的中上部到中下部之间。

在本发明一些实施方式中，本发明所提供的分离ABE发酵渗透汽化液的方法，是利用本发明第二方面的实施方式所述的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇，其包括：将渗透汽化浓缩液送入该精馏塔中，分别从塔顶第I分离区、塔顶第II分离区采出丙酮产品和废水，分别从塔底第I分离区和塔顶第II分离区采出丁醇水溶液和乙醇产品，丁醇水溶液送入分相器中进行下一步的分离。

在本发明第三方面的实施方式中，所述间壁式精馏塔中平行设置有四个隔板，其中三个隔板与塔底相连，并按物料流动方向将塔底依次分为四个分离区；一个隔板与塔顶相连，并按物料流动方向将塔顶依次分为二个分离区；与塔顶相连的隔板下游端和与塔底相连的第II和第III隔板上游端在同一水平线上，而与塔底相连的靠近进料口的第I隔板与连接于塔顶的隔板的重叠部分形成塔中段分离区。

所述装置还包括二个冷凝器、四个再沸器和一个分相器，其中，二个冷凝器的进口分别独立地与塔顶的二个分离区的出口相连，并且各冷凝器分别独立地设置有与对应的分离区相连接循环回路和一个出料口；四个再沸器分别与塔底的四个分离区的出料口相连，并且各再沸器分别独立地设置有与对应的分离区相连接的循环回路；分相器的入口与塔底的第II分离区出口相连，分相器上相物流出口与塔底第III分离区的上游端中部相连，下相物流出口与塔底第IV分离区侧壁中段相连。

所述间壁式精馏塔还设置有至少一个进料口，所述进料口可以设置在塔的中上部到中下部之间。

在本发明一些实施方式中，本发明所提供的分离ABE发酵渗透汽化液的方法，是利用本发明第三方面的实施方式所述的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇；所述精馏塔中，塔底第I分离区用作溶剂提浓区，塔顶第I分离区用作丙酮提纯区，塔底第II分离区用作丁醇提浓区，塔顶第II分离区用作乙醇精制区，塔底第III分离区用作丁醇精制区，塔底第IV分离区用作丁醇回收区；塔顶第I分离区联合用作丙酮分离区。

利用本发明第三方面的实施方式所述的分离ABE发酵渗透汽化液的装置分离ABE发酵渗透汽化液的方法具体包括：将渗透汽化浓缩液送入该精馏塔中，分别从塔顶第I分离区、塔顶第II分离区采出丙酮产品、乙醇产品，从塔底第I分离区采出第I废水，从塔底第IV分离区采出第I废水，分别从塔底第II分离区、塔底第III分离区采出不含丙酮的丁醇乙醇水溶液和丁醇产品；不含丙酮的丁醇乙醇水溶液送入分相器中，分相后的上相和下相分别送回精馏塔的不同分离区。

本发明中，所述第I废水为含有有机物的废水，所述有机物主要是丁酸、乙酸，也有可能是其他物质，如ABE等。

本发明中，所述第II废水为含有PPM级别丁醇的废水。

在本发明的一些具体实施方式中，利用如本发明第三方面的实施方式所述的分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇的方法包括：

步骤A，ABE发酵液经渗透汽化膜分离后的渗透汽化浓缩液从渗透汽化储罐进入精馏塔，经过塔顶第I分离区和塔底第I分离区进行丙酮分离处理后，获得含有少量丙酮的浓缩的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区和塔底第I分离区；

步骤B，含有少量丙酮的浓缩的乙醇丁醇水溶液从上游端进入塔中段分离区分离后，所获得的富含丙酮的汽相物流送入塔顶第I分离区，所获得的不含丙酮的丁醇乙醇水溶液进入塔底第II分离区；

步骤C，不含丙酮的丁醇乙醇水溶液从顶部进入塔底第II分离区进行丁醇提浓分离，从塔底第II分离区底部采出的丁醇与水的混合溶液送到分相器，从塔底第II分离区上升的蒸汽分为两股物流，一股送入塔顶第II分离区，另外一股送入塔中段分离区；

步骤D，丁醇与水的混合溶液进入分相器分相后，上相物流进入精馏塔的塔底第III分离区，下相物流进入精馏塔的塔底第IV分离区；

步骤E，分相器的上相物流从上游端中部进入塔底第III分离区进行丁醇精制分离，从塔底第III分离区顶部采出第VI汽相物流送入塔顶第II分离区，从塔底第III分离区底部获得的第VI液相物流为丁醇产品；

步骤F，分相器的下相物流从侧壁中段进入塔底第IV分离区进行丁醇回收分离，从塔底第IV分离区顶部采出第VII汽相物流送入塔顶第II分离区，从塔底第IV分离区底部获得的第VII液相物流为第II废水；

步骤G，塔顶第II分离区接收塔底第II分离区、塔底第III分离区和塔底第IV分离区的上升蒸汽并进行乙醇精制分离，从塔顶第II分离区的顶部采出的第V汽相物流经过其相应的冷凝器冷凝后，被冷凝成的液体分为两股，一股作为乙醇产品采出，另一股回流至塔顶第II分离区；塔顶第II分离区的底部采出的第V液相物流分成三股并分别送至塔底第II分离区、塔底第III分离区和塔底第IV分离区。

在本发明的一些优选的实施例中，在步骤G中，送入塔底第II分离区的液体流量大于送入塔底第III分离区和塔底第IV分离区之和。

在本发明的另一些优选的实施例中，在步骤G中，塔底第IV分离区顶部物流与塔底第III分离区顶部物流在进入塔顶第II分离区前进行混合，混合温度为70-95℃，压力为80-110kPa。

在本发明的一些实施例中，在步骤G中，所述塔顶第II分离区中，塔板数为30-120块，回流比为0.05-60，顶部采出温度为40-70℃；从塔顶第II分离区顶部获得的乙醇溶液中的乙醇含量≥95wt％(w/w)，这可以理解为，从塔顶第II分离区顶部获得的乙醇溶液是指从塔顶第II分离区的顶部采出的第V汽相物流经过其相应的冷凝器冷凝后获得的乙醇溶液中的乙醇含量≥95wt％(w/w)。

在本发明的一些实施例中，在步骤E中，所述塔底第III分离区中，进料温度为35-50℃，塔板数为10-80块，回流比为1-4，底部采出温度为110-125℃；从塔底第III分离区底部获得的无水丁醇产品中丁醇的含量≥99.5％(w/w)。

在本发明的一些实施例中，在步骤F中，所述塔底第IV分离区中，进料温度为25-35℃，塔板数为5-50块，回流比为1-4，底部采出温度为80-130℃；从塔底第IV分离区底部获得的第II废水(丁醇-贫溶液)中丁醇含量≤0.01％(w/w)。

在本发明的一些实施例中，在步骤D中，所述分相器的温度为20-60℃，压力为90-400kPa。

如前所述，所述间壁式精馏塔还设置有至少一个进料口，所述进料口设置在塔的中上部到中下部。本领域技术人员应该了解的是，间壁塔进料口设置位置的不同，例如进料口设置在塔底第I分离区或塔顶第I分离区，在相同的操作条件下，间壁式精馏塔的分离效率不同，部分分离区，例如塔底第I分离区或塔顶第I分离区顶部和底部的物流成分也会有所差异。

在本发明的一些实施例中，进料口设置在塔底第I分离区，渗透汽化浓缩液依次经塔底第I分离区和塔顶第I分离区处理后获得的浓缩乙醇和丁醇的水溶液进入中段分离部分。优选渗透汽化浓缩液依次经塔底第I分离区和塔顶第I分离区处理后获得的浓缩乙醇和丁醇的水溶液进入中段分离区上游端。

在本发明的一些具体实施例中，所述步骤A包括：

步骤S1，渗透汽化浓缩液进入塔底第I分离区并在该区进行溶剂提浓分离处理，从塔底第I分离区的顶部获得浓缩的含有水、乙醇、丁醇和少量丙酮的汽相物流，从塔底第I分离区的底部采出第I废水；

步骤S2，浓缩的含有水、乙醇、丁醇和少量丙酮的汽相物流进入从底部进入塔顶第I分离区并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔顶第I分离区的底部获得含有微量丙酮的乙醇丁醇水溶液，从塔顶第I分离区的顶部获得的汽相物流经过冷凝后，一部分从顶部回流到塔顶第I分离区，另一部分作为丙酮产品采出；

步骤S3，含有微量丙酮的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区和塔底第I分离区。

在本发明的一些优选实施例中，在步骤A中，丁醇发酵液的渗透汽化方式为批次发酵液渗透汽化，批次补料或连续发酵与渗透汽化耦合；优选的，ABE发酵液以蒸汽渗透方式浓缩，经汽提分离后，再经渗透汽化膜组件分离。

在本发明的另一些优选实施例中，从塔顶第I分离区顶部获得的丙酮产品进入丙酮罐，从塔顶第II分离区顶部获得的乙醇溶液进入乙醇罐，而从塔底第III分离区底部获得的无水丁醇产品进入丁醇罐。

在本发明的一些优选的实施例中，在步骤S1，所述塔底第I分离区中，进料温度为85-110℃，塔板数为30-50块，回流比为0.03-1，底部采出温度为80-130℃，顶部压力90-300kpa；从塔底第I分离区获得的合格废水中的有机物的含量≤0.1％(w/w)。

在本发明的一些优选的实施例中，步骤S2中，所述塔顶第I分离区的进料温为20-50℃，塔板数为13-60块，回流比为5-25，顶部采出温度为50-60℃，顶部压力50-120kpa；从塔顶第I分离区获得的丙酮产品中的丙酮含量≥99.7％(w/w)。

在本发明的另一些实施例中，进料口设置在塔顶第I分离区，渗透汽化浓缩液依次经塔顶第I分离区和塔底第I分离区处理后获得的浓缩乙醇和丁醇的水溶液进入中段分离部分。优选渗透汽化浓缩液依次经塔顶第I分离区和塔底第I分离区处理后获得的浓缩乙醇和丁醇的水溶液进入中段分离部分顶部。

步骤T1，渗透汽化浓缩液进入塔顶第I分离区并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔顶第I分离区的底部获得含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液，从塔顶第I分离区的顶部获得的汽相物流经过冷凝后，一部分从顶部回流到塔顶第I分离区，另一部分作为丙酮产品采出；

步骤T2，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区和塔底第I分离区；

步骤T3，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液从顶部进入塔底第I分离区并在该区进行溶剂提浓分离，从塔底第I分离区的顶部采出浓缩的含有乙醇、丁醇、水和少量丙酮的蒸汽从底部进入塔顶第I分离区并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔底第I分离区的底部采出第I废水。

在本发明的一些优选实施例中，在步骤A中，丁醇发酵液的渗透汽化方式为批次发酵液渗透汽化，批次补料或连续发酵与渗透汽化耦合；优选的，ABE发酵液以蒸汽渗透方式浓缩，经汽提分离后，再经渗透汽化膜组件分离。

在本发明的另一些优选实施例中，从塔顶第I分离区顶部获得的丙酮产品进入丙酮罐，从塔顶第II分离区顶部获得的乙醇溶液进入乙醇罐，而从塔底第III分离区底部获得的无水丁醇产品进入丁醇罐。

在本发明的一些优选的实施例中，步骤T1中，所述塔顶第I分离区的进料温为20-50℃，塔板数为13-60块，回流比为5-25，顶部采出温度为50-60℃，顶部压力为50-120kpa，底部采出温度为110-120℃；从塔顶第I分离区获得的丙酮产品中的丙酮含量≥99.7％(w/w)。

在本发明的另一些优选的实施例中，在步骤T3中，所述塔底第I分离区中，进料温度为85-110℃，塔板数为30-50块，回流比为0.03-1，底部采出温度为80-130℃，顶部压力为90-300kpa；从塔底第I分离区获得的第I废水中的有机物的含量≤0.1％(w/w)。

在本发明的一些具体实施例中，分离ABE发酵渗透汽化液的装置的示意图如图1所示。从图1可以看出，本发明中的分离ABE发酵渗透汽化液的装置包括一个间壁式精馏塔T101，所述间壁式精馏塔T101中平行设置有四个隔板，其中三个隔板(W01、W02、W03)按物料流动方向分别与塔底相连，并按物料流动方向将塔底依次分为四个分离区分别为塔底第I分离区P01、塔底第II分离区P04、塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07；一个隔板与塔顶相连，并按物料流动方向将塔顶依次分为二个分离区，分别为塔顶第I分离区P02和塔顶第II分离区P05；与塔顶相连的隔板W04的下游端和与塔底相连的第II隔板W02和第III隔板W02的上游端在同一水平线上，而与塔底相连的靠近进料口的第I隔板W01与连接于塔顶的隔板W04的重叠部分形成塔中段分离区P03。

所述装置还包括二个冷凝器(C01和C02)、四个再沸器(B01-B04)和一个分相器V101，其中，二个冷凝器(C01和C02)的进口分别独立地与塔顶的二个分离区(P02和P05)的出口相连，并且各冷凝器分别独立地设置有与对应的分离区相连接循环回路和一个出料口；四个再沸器(B01-B04)分别与塔底的四个分离区(P01、P04、P06和P07)的出料口相连，并且各再沸器(B01-B04)分别独立地设置有与对应的分离区相连接的循环回路；分相器V101的入口与塔底第II分离区P04出口相连，分相器V101上相物流出口与塔底第III分离区P06的入口中部相连，下相物流出口与塔底第IV分离区P07中段相连。

所述间壁式精馏塔T101还设置有一个进料口Y01，所述进料口Y01设置在塔的中部，即塔底第I分离区P01。

在本发明的一些具体实施方式中，利用上述分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇，其包括：

步骤S1，渗透汽化浓缩液进入塔底第I分离区P01并在该区进行溶剂提浓分离处理，从塔底第I分离区P01的顶部获得浓缩的含有水、乙醇、丁醇和少量丙酮的汽相物流，从塔底第I分离区P01的底部采出第I废水；

步骤S2，浓缩的含有水、乙醇、丁醇和少量丙酮的汽相物流进入从底部进入塔顶第I分离区P02并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔顶第I分离区P02的底部获得含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液，从塔顶第I分离区P02的顶部获得的汽相物流经过冷凝后，一部分从顶部回流到塔顶第I分离区P02，另一部分作为丙酮产品采出；

步骤S3，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区P03和塔底第I分离区P01。

步骤S4，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液从上游端进入塔中段分离区P03，经过塔中段分离区P03分离后，所获得的富含丙酮的汽相物流送入塔顶第I分离区P02，所获得的不含丙酮的丁醇乙醇水溶液进入塔底第II分离区P04；

步骤S5，不含丙酮的丁醇乙醇水溶液从顶部进入塔底第II分离区P04进行丁醇提浓分离，从塔底第II分离区P04底部采出的丁醇与水的混合溶液送到分相器V101，从塔底第II分离区P04上升的蒸汽分为两股物流，一股送入塔顶第II分离区P05，另外一股送入塔中段分离区P03；

步骤S6，丁醇与水的混合溶液进入分相器V101分相后，上相物流经换热器换热后(图中未示出)进入精馏塔的塔底第III分离区P06，下相物流经换热器换热后(图中未示出)进入精馏塔的塔底第IV分离区P07；

步骤S7，分相器V101的上相物流从上游端中部进入塔底第III分离区P06进行丁醇精制分离，从塔底第III分离区P06顶部采出第VI汽相物流送入塔顶第II分离区P05，从塔底第III分离区P06底部获得的第VI液相物流为丁醇产品；

步骤S8，分相器V101的下相物流从侧壁中段进入塔底第IV分离区P07进行丁醇回收分离，从塔底第IV分离区P07顶部采出第VII汽相物流送入塔顶第II分离区P05，从塔底第IV分离区P07底部获得的第VII液相物流为第II废水；

步骤S9，塔顶第II分离区P05接收塔底第II分离区P04、塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07的上升蒸汽并进行乙醇精制分离，从塔顶第II分离区P05的顶部采出的第V汽相物流经过其相应的冷凝器冷凝后，被冷凝成的液体分为两股，一股作为乙醇产品采出，另一股回流至塔顶第II分离区P05；塔顶第II分离区P05的底部采出的第V液相物流分成三股并分别送至塔底第II分离区P04、塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07。

在上述步骤S1，所述塔底第I分离区P01中，进料温度为85-110℃，塔板数为30-50块，回流比为0.03-1，底部采出温度为80-130℃，顶部压力90-300kpa；从塔底第I分离区P01获得的第I废水中的有机物的含量≤0.1％(w/w)可以作为合格废水排出装置。

在上述步骤S2中，所述塔顶第I分离区P02的进料温为20-50℃，塔板数为13-60块，回流比为5-25，顶部采出温度为50-60℃，顶部压力50-120kpa，底部采出温度为110-120℃；从塔顶第I分离区P02获得的丙酮产品中的丙酮含量≥99.7％(w/w)。

在上述步骤S9中，所述塔顶第II分离区P05中，塔板数为30-120块，回流比为0.05-60，顶部采出温度为70-85℃；从塔顶第II分离区P05顶部获得的乙醇溶液中的乙醇含量≥95wt％(w/w)。

优选地，在步骤S9中，塔底第IV分离区P07顶部物流与塔底第III分离区P06顶部物流在进入塔顶第II分离区P05前进行混合，混合温度为70-95℃，压力为80-110kPa。

进一步优选地，在步骤S9中，送入塔底第II分离区P04的液体流量大于送入塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07之和。

在上述步骤S7中，所述塔底第II1分离区P06中，进料温度为35-50℃，塔板数为10-80块，回流比为1-4，底部采出温度为110-125℃；从塔底第III分离区P06底部获得的无水丁醇产品中丁醇的含量≥99.5％(w/w)。

在上述步骤S8中，所述塔底第IV分离区P07中，进料温度为25-35℃，塔板数为5-50块，回流比为1-4，底部采出温度为80-130℃；从塔底第IV分离区P07底部获得的第II废水(丁醇-贫溶液)中丁醇含量≤0.01％(w/w)可以直接排放。

在上述步骤S6中，所述分相器V101的温度为20-60℃，压力为90-400kPa。

在本发明的一些具体实施例中，分离ABE发酵渗透汽化液的装置的示意图如图2所示。从图2可以看出，本发明中的分离ABE发酵渗透汽化液的装置包括一个间壁式精馏塔T102，所述间壁式精馏塔T102中平行设置有四个隔板，其中三个隔板(W01-W03)按物料流动方向分别与塔底相连，并按物料流动方向将塔底依次分为四个分离区分别为塔底第I分离区P01、塔底第II分离区P04、塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07；一个隔板与塔顶相连，并按物料流动方向将塔顶依次分为二个分离区，分别为塔顶第I分离区P02和塔顶第II分离区P05；与塔顶相连的隔板W04下游端和与塔底相连的第II隔板W02及第III隔板W02的上游端在同一水平线上，而与塔底相连的靠近进料口的第I隔板W01与连接于塔顶的隔板W04的重叠部分形成塔中段分离区P03。

所述装置还包括二个冷凝器(C01和C02)、四个再沸器(B01-B04)和一个分相器V101，其中，二个冷凝器(C01和C02)的进口分别独立地与塔顶的二个分离区(P02和P05)的出口相连，并且各冷凝器分别独立地设置有与对应的分离区相连接循环回路和一个出料口；四个再沸器(B01-B04)分别与塔底的四个分离区(P01、P04、P06和P07)的出料口相连，并且各再沸器(B01-B04)分别独立地设置有与对应的分离区相连接的循环回路；分相器V101的入口与塔底第II分离区P04出口相连，分相器V101上相物流出口与塔底第III分离区P06的上游端中部相连，下相物流出口与塔底第IV分离区P07侧壁中段相连。

所述间壁式精馏塔T102还设置有一个进料口Y02，所述进料口Y02设置在塔的中上部，即塔顶第II分离区P05。

在本发明的一些具体实施方式中，利用上述分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙醇和丁醇，其包括：

步骤T1，渗透汽化浓缩液进入塔顶第I分离区P02并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔顶第I分离区P02的底部获得含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液，从塔顶第I分离区P02的顶部获得的汽相物流经过冷凝后，一部分从顶部回流到塔顶第I分离区P02，另一部分作为丙酮产品采出；

步骤T2，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区P03和塔底第I分离区P01；

步骤T3，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液从顶部进入塔底第I分离区P01并在该区进行溶剂提浓分离，从塔底第I分离区P01的顶部采出浓缩的含有乙醇、丁醇、水和少量丙酮的蒸汽从底部进入塔顶第I分离区P02并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔底第I分离区P01的底部采出第I废水；

步骤T4，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液从上游端进入塔中段分离区P03，经过塔中段分离区P03分离后，所获得的富含丙酮的汽相物流送入塔顶第I分离区P02，所获得的不含丙酮的丁醇乙醇水溶液进入塔底第II分离区P04；

步骤T5，不含丙酮的丁醇乙醇水溶液从顶部进入塔底第I1分离区P04进行丁醇提浓分离，从塔底第I1分离区P04底部采出的丁醇与水的混合溶液送到分相器V101，从塔底第II分离区P04上升的蒸汽分为两股物流，一股送入塔顶第II分离区P05，另外一股送入塔中段分离区P03；

步骤T6，丁醇与水的混合溶液进入分相器V101分相后，上相物流经换热器换热后(图中未示出)进入精馏塔的塔底第III分离区P06，下相物流经换热器换热后(图中未示出)进入精馏塔的塔底第IV分离区P07；

步骤T7，分相器V101的上相物流从上游端中部进入塔底第III分离区P06进行丁醇精制分离，从塔底第III分离区P06顶部采出第VI汽相物流送入塔顶第II分离区P05，从塔底第III分离区P06底部获得的第VI液相物流为丁醇产品；

步骤T8，分相器V101的下相物流从侧壁中部进入塔底第IV分离区P07进行丁醇回收分离，从塔底第IV分离区P07顶部采出第VII汽相物流送入塔顶第II分离区P05，从塔底第IV分离区P07底部获得的第VII液相物流为第II废水；

步骤T9，塔顶第II分离区P05接收塔底第II分离区P04、塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07的上升蒸汽并进行乙醇精制分离，从塔顶第II分离区P05的顶部采出的第V汽相物流经过其相应的冷凝器冷凝后，被冷凝成的液体分为两股，一股作为乙醇产品采出，另一股回流至塔顶第II分离区P05；塔顶第II分离区P05的底部采出的第V液相物流分成三股并分别送至塔底第II分离区P04、塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07。

在上述步骤T1中，所述塔顶第I分离区P02的进料温为20-50℃，塔板数为13-60块，回流比为5-25，顶部采出温度为50-60℃，顶部压力50-120kpa，底部采出温度为110-120℃；从塔顶第I分离区P02获得的丙酮产品中的丙酮含量≥99.7％(w/w)。

在上述步骤T3，所述塔底第I分离区P01中，进料温度为85-110℃，塔板数为30-50块，回流比为0.03-1，底部采出温度为80-130℃，顶部压力为90-300kpa；从塔底第I分离区P01获得的合格废水中的有机物的含量≤0.1％(w/w)。

在上述步骤T9中，所述塔顶第II分离区P05中，塔板数为30-120块，回流比为0.05-60，顶部采出温度为40-70℃；从塔顶第II分离区P05顶部获得的乙醇溶液中的乙醇含量≥95wt％(w/w)。

优选地，在步骤T9中，塔底第IV分离区P07顶部物流与塔底第III分离区P06顶部物流在进入塔顶第II分离区P05前进行混合，混合温度为70-95℃，压力为80-110kPa。

进一步优选地，在步骤T9中，送入塔底第II分离区P04的液体流量大于送入塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07之和。例如，在一些例子中，在步骤T9中，送入塔底第II分离区P04的液体流量与送入塔底第III分离区P06的液体流量和送入塔底第IV分离区P07的液体流量之比为7∶2∶1。

在上述步骤T7中，所述塔底第III分离区P06中，进料温度为35-50℃，塔板数为10-80块，回流比为1-4，底部采出温度为110-125℃；从塔底第III分离区P06底部获得的无水丁醇产品中丁醇的含量≥99.5％(w/w)。

在上述步骤T8中，所述塔底第IV分离区P07中，进料温度为25-35℃，塔板数为5-50块，回流比为1-4，底部采出温度为80-130℃；从塔底第IV分离区P07底部获得的第II废水(丁醇-贫溶液)中丁醇含量≤0.01％(w/w)。

在上述步骤T6中，所述分相器V101的温度为20-60℃，压力为90-400kPa。

上述制备方法中，所说的丁醇发酵液的渗透汽化方式包括并不局限于批次发酵液渗透汽化，批次补料或连续发酵与渗透汽化耦合，ABE发酵液以蒸汽渗透方式浓缩，ABE发酵液经汽提分离后，再经渗透汽化膜组件进一步分离。

根据本发明，精馏体系的精馏塔类型包括并不局限于填料塔，板式塔；连续塔或间歇塔的一种或多种。本发明中，精馏塔内每个分离区域内的所有塔板五等分，从塔顶到塔底依次是上部、中上部、中部、中下部、下部。

本发明所述工艺过程的回流比范围根据工艺条件和工艺参数进行优化和确定。若小于这个范围，则会导致分离效果不佳，产品纯度低于工艺要求；若大于这个范围，则会造成产品纯度过高于工艺要求，消耗不必要的能量。

本发明所述工艺过程的进料板位置的取值范围为经过逐板计算后的优化结果，在该进料板范围内的分离效果是最好的，高于或低于这个范围都会引起分离效果的降低。

本发明提供的利用ABE渗透汽化液精馏分离乙醇、丙酮和丁醇的方法具有较高的溶剂回收效率和纯度，操作简单，稳定性强，节能减排，绿色环保，固定资产投资少，场地使用面积小，具有良好的工业应用前景。

III.实施例

为使本发明更加容易理解，下面将结合附图和实施例来进一步详细说明本发明，这些实施例仅起说明性作用，并不局限于本发明的应用范围。本发明中所使用的原料或组分若无特殊说明均可以通过商业途径或常规方法获得。

实施例1：

采用如图1所示的装置利用ABE渗透汽化液精馏分离乙醇、丙酮和丁醇，包括如下步骤：

(1)连续ABE发酵耦合渗透汽化后，渗透侧液体组成为：18.7％丁醇、1.7％乙醇、11.3％丙酮和68.3％水。进入渗透汽化储罐S101，渗透汽化储罐S101液体从第10块塔板处进入塔底第I分离区P01(共30块塔板)中进行溶剂提浓分离，进料温度为37℃。

塔底第I分离区P01的进料沿塔板往塔底流动，在塔底第I分离区P01被再沸器B01加热，温度逐渐升高，塔底第I分离区P01区顶部开始采出浓缩的含有水、乙醇、丁醇和少量丙酮的汽相物流，塔底温度为128.7℃时开始采出。顶部采出的浓缩的含有水、乙醇、丁醇和丙酮的汽相物流的蒸汽量为进料量的48.78％，采出的浓缩的含有水、乙醇、丁醇和丙酮的蒸汽中组成为：35％水、3.6％乙醇、38.28％丁醇和23.16％丙酮。

(2)塔底第I分离区P01产生的浓缩的含有水、乙醇、丁醇和丙酮的蒸汽从底部进入塔顶第I分离区P02进行丙酮提纯分离，经过丙酮提纯分离后，从塔顶第I分离区P02顶部采出汽相物流，经过冷凝后，一部分作为回流物流从顶部回流到塔顶第I分离区P02；塔顶第I分离区P02顶部的压力控制在100Kpa，在顶部温度57℃，底部温度87.42℃后，顶部冷凝液的另外一部分作为丙酮产品开始采出，采出量为进料量的23.22％，采出液体为99.7％质量分数的丙酮产品，同时塔底开始采出，采出液体组成为：45.55％水，4.59％乙醇，49.86％丁醇，少量的丙酮；塔顶第I分离区P02采出液体(含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液)。

(3)塔顶第I分离区P02采出液体(含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液)分别进入塔底第I分离区P01和中段分离区P03。

(4)塔顶第I分离区P02采出液体(含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液)在重力的作用下，流过中段分离区P03，所获得的富含丙酮的汽相物流送入塔顶第I分离区P02，所获得的不含丙酮的丁醇乙醇水溶液从顶部进入塔底第II分离区P04。

(5)不含丙酮的丁醇乙醇水溶液从顶部进入塔底第II分离区P04，经过塔底第II分离区底部的再沸器B02加热后，温度逐渐升高，并产生上升蒸汽，根据压力分布分成两股分别进入中段分离区P03和塔顶第II分离区P05，中段分离区P03压力在105-110kPa，塔底第II分离区P04底部的液体为59.3％的丁醇水溶液；塔底第II分离区P04底部的59.3％的丁醇水溶液(丁醇与水的混合溶液)进入分相器V101中。

(6)塔底第II分离区P04底部的59.3％的丁醇水溶液(丁醇与水的混合溶液)进入分相器V101中进行分相，分相器V101维持温度20℃，压力为大气压，并维持适当液位，产生分相后，获得分相器V101上相液体和分相器V101下相液体。

(7)分相器V101上相液体，经换热器换热后(图中未示出)从第5块塔板进入塔底第III分离区P06中(共10块塔板)进行丁醇精制，从塔底第III分离区P06顶部采出第VI汽相物流的蒸汽量为进料量的51.10％，塔底第III分离区P06顶部采出的第VI汽相物流被送入塔顶第II分离区P05中进行乙醇精制；塔底第III分离区P06的底部温度维持在118.9℃，所得液体(第VI液相物流)即为100％的丁醇。

(8)分相器V101下相液体含7.8％的丁醇，经换热器换热后(图中未示出)从第6块塔板进入塔底第IV分离区P07中(共10块塔板)进行丁醇回收。顶部温度维持在90℃，采出第VII汽相物流的蒸汽量为进料量的20％，塔底第IV分离区P07顶部采出的第VII汽相物流进入塔顶第II分离区P05中。塔底第IV分离区P07的底部温度维持在101℃，从塔底第IV分离区底部所获得的第VII液相物流为261PPM的痕量丁醇-贫溶液，可作为第II废水直接排放。

(9)塔顶第II分离区P05从底部接受来自塔底第II分离区P04、塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07的上升蒸汽。蒸汽在塔顶第II分离区P05顶部发生冷凝，一部分作为乙醇产品采出，乙醇质量分数大于93％，另外一部分冷凝液从顶部回流到塔顶第II分离区P05。

实施例2：

采用如图2所示的装置利用ABE渗透汽化液精馏分离乙醇、丙酮和丁醇，包括如下步骤：

(1)连续ABE发酵耦合渗透汽化后，渗透侧液体组成为：13.3％丁醇、1.3％乙醇、5.3％丙酮、0.4％丁酸和79.6％水。进入渗透汽化储罐S101，渗透汽化储罐S101液体从第6块塔板处进入塔顶第I分离区P02(共26块塔板)中进行丙酮提纯，进料温度为37℃。该物流在全回流的情况下操作稳定到塔顶温度为54.8℃，塔底温度为110℃时开始采出，采出量为进料量的5.72％，采出液体即为99.7％的丙酮，塔顶回流比为15，回流液体冷却至饱和液体，回流至塔顶第I分离区的顶部。塔顶第I分离区P02底部液体为含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液。

(2)塔顶第I分离区P02底部的液体(含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液)从顶部进去中段分离区P03和塔底第I分离区P01。

(3)塔顶第I分离区P02底部的液体(含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液)从顶部进入塔底第I分离区P01(共30块塔板)进行溶剂提浓分离，塔底第I分离区P01底部物料经过再沸器加热，塔釜(塔底第I分离区P01底部)温度达到101℃后，顶部采出浓缩的含有乙醇、丁醇、水和少量丙酮的蒸汽，底部为0.1％的丁酸水溶液(第I废水)重新泵入发酵罐或作为合格污水排放。

(4)塔顶第I分离区P02底部的液体(含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液)从顶部进去中段分离区P03进行分离，所获得的不含丙酮的丁醇乙醇水溶液在重力的作用下从底部流出，从顶部进入塔底第II分离区P04中进行丁醇提浓；中段分离区P03所获得的富含丙酮的汽相物流送入塔顶第I分离区。

(5)进入塔底第II分离区P04的液体(不含丙酮的丁醇乙醇水溶液)经过底部再沸器加热后，上升蒸汽根据压力分布情况分为两股，分别进入中段分离区P03和塔顶第II分离区P03进行乙醇精制，塔釜(塔底第II分离区P04底部)采出的丁醇与水的混合溶液(59.3％的丁醇水溶液)进入分相器V101中。

(6)分相器V101维持温度20℃，压力为大气压，并维持适当液位，产生分相后，获得分相器V101上相液体和分相器下相液体；

(7)分相器V101上相液体自大气压加压300KPa后，经换热器换热后(图中未示出)从第20块塔板进入塔底第III分离区P06中(共40块塔板)，液体在底部被再沸器加热后，温度逐渐升高，产生的蒸汽从底部进入塔顶第II分离区P05中。底部温度达到120℃时，从塔釜(塔底第III分离区P06底部)采出液相物流，即为丁醇产品，质量分数大于99.5％。

(8)分相器V101下相液体自大气压加压至300KPa后，经换热器换热后(图中未示出)从第15块塔板进入塔底第IV分离区P07中(共30块塔板)，液体在底部被再沸器加热后，温度逐渐升高，产生的蒸汽从底部进入塔顶第II分离区P05中，底部温度达到105℃时，从塔釜(塔底第IV分离区P07底部)采出液相物流，此为第II废水，第II废水中丁醇质量分数低于0.01％。

(9)塔顶第II分离区P05从底部接受来自塔底第II分离区P04、塔底第III分离区P06和塔底第IV分离区P07的上升蒸汽。蒸汽在塔顶第II分离区P05顶部发生冷凝，一部分作为乙醇产品采出，乙醇质量分数大于93％，另外一部分冷凝液从顶部回流到塔顶第II分离区P05；塔顶第II分离区的底部采出的第V液相物流分成三股并分别送至塔底第II分离区、塔底第III分离区和塔底第1V分离区。

应当注意的是，以上所述的实施例仅用于解释本发明，并不构成对本发明的任何限制。通过参照典型实施例对本发明进行了描述，但应当理解为其中所用的词语为描述性和解释性词汇，而不是限定性词汇。可以按规定在本发明权利要求的范围内对本发明做出修改，以及在不背离本发明的范围和精神内对本发明进行修订。尽管其中描述的本发明涉及特定的方法、材料和实施例，但是并不意味着本发明限于其中公开的特定例，相反，本发明可扩展至其他所有具有相同功能的方法和应用。

Claims (10)

1.一种分离ABE发酵渗透汽化液的装置，其包括一个间壁式精馏塔，所述间壁式精馏塔中平行设置有四个隔板，其中三个隔板与塔底相连，并按物料流动方向将塔底依次分为四个分离区；一个隔板与塔顶相连，并按物料流动方向将塔顶依次分为二个分离区；与塔顶相连的隔板下游端和与塔底相连的第Ⅱ和第Ⅲ隔板上游端在同一水平线上，而与塔底相连的靠近进料口的第Ⅰ隔板与连接于塔顶的隔板的重叠部分形成塔中段分离区；所述装置还包括二个冷凝器、四个再沸器和一个分相器，其中，二个冷凝器的进口分别独立地与塔顶的二个分离区的出口相连，并且各冷凝器分别独立地设置有与对应的分离区相连接循环回路和一个出料口；四个再沸器分别与塔底的四个分离区的出料口相连，并且各再沸器分别独立地设置有与对应的分离区相连接的循环回路；分相器的入口与塔底第Ⅱ分离区出口相连，分相器上相物流出口与塔底第Ⅲ分离区的上游端中部相连，下相物流出口与塔底第Ⅳ分离区侧壁中段相连；所述间壁式精馏塔还设置有至少一个进料口，所述进料口设置在塔的中上部到中下部。

2.一种分离ABE发酵渗透汽化液的方法，其利用如权利要求1所述分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙酮和丁醇。

3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，利用如权利要求1所述分离ABE发酵渗透汽化液的装置从ABE发酵渗透汽化液精馏分离乙醇、丙酮和丁醇，其包括：将渗透汽化浓缩液送入该精馏塔中，分别从塔顶第Ⅰ分离区、塔顶第Ⅱ分离区采出丙酮产品、乙醇产品，从塔底第Ⅰ分离区采出第Ⅰ废水，从塔底第Ⅳ分离区采出第Ⅱ废水，分别从塔底第Ⅱ分离区、塔底第Ⅲ分离区采出不含丙酮的丁醇乙醇水溶液和丁醇产品；不含丙酮的丁醇乙醇水溶液送入分相器中，分相后的上相送回精馏塔的塔底第Ⅲ分离区，分相后的下相送回精馏塔的塔底第Ⅳ分离区。

4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，

步骤A，ABE发酵液经渗透汽化膜分离后的渗透汽化浓缩液从渗透汽化储罐进入精馏塔，经过塔顶第Ⅰ分离区和塔底第Ⅰ分离区进行丙酮分离处理后，获得含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区和塔底第Ⅰ分离区；

步骤B，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液从上游端进入塔中段分离区分离后，所获得的富含丙酮的汽相物流送入塔顶第Ⅰ分离区，所获得的不含丙酮的丁醇乙醇水溶液进入塔底第Ⅱ分离区；

步骤C，不含丙酮的丁醇乙醇水溶液从顶部进入塔底第Ⅱ分离区进行丁醇提浓分离处理，从塔底第Ⅱ分离区底部采出的丁醇与水的混合溶液送到分相器，从塔底第Ⅱ分离区上升的蒸汽分为两股物流，一股送入塔顶第Ⅱ分离区，另外一股送入塔中段分离区；

步骤D，丁醇与水的混合溶液进入分相器分相后，上相物流进入精馏塔的塔底第Ⅲ分离区，下相物流进入精馏塔的塔底第Ⅳ分离区；

步骤E，分相器的上相物流从上游端中部进入塔底第Ⅲ分离区进行丁醇精制分离，从塔底第Ⅲ分离区顶部采出第Ⅵ汽相物流送入塔顶第Ⅱ分离区，从塔底第Ⅲ分离区底部获得的第Ⅵ液相物流为丁醇产品；

步骤F，分相器的下相物流从侧壁中段进入塔底第Ⅳ分离区进行丁醇回收分离，从塔底第Ⅳ分离区顶部采出第Ⅶ汽相物流送入塔顶第Ⅱ分离区，从塔底第Ⅳ分离区底部获得的第Ⅶ液相物流为第Ⅱ废水；

步骤G，塔顶第Ⅱ分离区接收塔底第Ⅱ分离区、塔底第Ⅲ分离区和塔底第Ⅳ分离区的上升蒸汽并进行乙醇精制分离，从塔顶第Ⅱ分离区的顶部采出的第Ⅴ汽相物流经过其相应的冷凝器冷凝后，被冷凝成的液体分为两股，一股作为乙醇产品采出，另一股回流至塔顶第Ⅱ分离区；塔顶第Ⅱ分离区的底部采出的第Ⅴ液相物流分成三股并分别送至塔底第Ⅱ分离区、塔底第Ⅲ分离区和塔底第Ⅳ分离区。

5.根据权利要求4所述方法，其特征在于，

所述步骤A包括：

步骤S1，渗透汽化浓缩液进入塔底第Ⅰ分离区并在该区进行溶剂提浓分离处理，从塔底第Ⅰ分离区的顶部获得浓缩的含有水、乙醇、丁醇和少量丙酮的汽相物流，从塔底第Ⅰ分离区的底部采出第Ⅰ废水；

步骤S2，浓缩的含有水、乙醇、丁醇和少量丙酮的汽相物流进入从底部进入塔顶第Ⅰ分离区并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔顶第Ⅰ分离区的底部获得含有微量丙酮的乙醇丁醇水溶液，从塔顶第Ⅰ分离区的顶部获得的汽相物流经过冷凝后，一部分从顶部回流到塔顶第Ⅰ分离区，另一部分作为丙酮产品采出；

步骤S3，含有微量丙酮的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区和塔底第Ⅰ分离区；

或者，所述步骤A包括：

步骤T1，渗透汽化浓缩液进入塔顶第Ⅰ分离区并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔顶第Ⅰ分离区的底部获得含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液，从塔顶第Ⅰ分离区的顶部获得的汽相物流经过冷凝后，一部分从顶部回流到塔顶第Ⅰ分离区，另一部分作为丙酮产品采出；

步骤T2，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液进入塔中段分离区和塔底第Ⅰ分离区；

步骤T3，含有少量丙酮的乙醇丁醇水溶液从顶部进入塔底第Ⅰ分离区并在该区进行溶剂提浓分离，从塔底第Ⅰ分离区的顶部采出浓缩的含有乙醇、丁醇、水和少量丙酮的蒸汽从底部进入塔顶第Ⅰ分离区并在该区进行丙酮提纯分离处理，从塔底第Ⅰ分离区的底部采出第Ⅰ废水。

6.根据权利要求5所述方法，其特征在于，在步骤S2或步骤T1中，从塔顶第Ⅰ分离区获得的丙酮产品中的丙酮含量≥99.7％(w/w)；和/或，所述塔顶第Ⅰ分离区的进料温为20-50℃，塔板数为13-60块，回流比为5-25，顶部采出温度为50-60℃，顶部压力为50-120kpa，底部采出温度为110-120℃；和/或，在步骤S1或步骤T3中，从塔底第Ⅰ分离区获得的第Ⅰ废水中的有机物的含量≤0.1％(w/w)；和/或，所述塔底第Ⅰ分离区中，进料温度为85-110℃，塔板数为30-50块，回流比为0.03-1，底部采出温度为80-130℃，顶部压力为90-300kpa。

7.根据权利要求4-6中任意一项所述方法，其特征在于，在步骤G中，从塔顶第Ⅱ分离区顶部获得的乙醇溶液中的乙醇含量≥95wt％(w/w)；和/或，在步骤E中，从塔底第Ⅲ分离区底部获得的无水丁醇产品中丁醇的含量≥99.5％(w/w)；和/或，在步骤F中，从塔底第Ⅳ分离区底部获得的第Ⅱ废水中丁醇含量≤0.01％(w/w)。

8.根据权利要求4-6中任意一项所述方法，其特征在于，在步骤G中，所述塔顶第Ⅱ分离区中，塔板数为30-120块，回流比为0.05-60，顶部采出温度为40-70℃；和/或，在步骤D中，所述分相器的温度为20-60℃，压力为90-400kPa；和/或，在步骤E中，所述塔底第Ⅲ分离区中，进料温度为35-50℃，塔板数为10-80块，回流比为1-4，底部采出温度为110-125℃；和/或，在步骤F中，所述塔底第Ⅳ分离区中，进料温度为25-35℃，塔板数为5-50块，回流比为1-4，底部采出温度为80-130℃。

9.根据权利要求8所述方法，其特征在于，在步骤G中，塔底第Ⅳ分离区顶部物流与塔底第Ⅲ分离区顶部物流在进入塔顶第Ⅱ分离区前进行混合，混合温度为70-95℃，压力为80-110kPa。

10.根据权利要求9所述方法，其特征在于，送入第Ⅱ分离区的液体流量大于送入第Ⅲ分离区和第Ⅳ分离区之和。

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