CN113061627B - 一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺 - Google Patents

Abstract

本发明本公开了一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺，包括下述步骤：S1、粉碎；S2、制浆；S3、液化；S4、发酵；S5、乙醇精馏脱水；S6、变性和DDGS回收。本发明采用离心清液回配、DDGS蒸发凝液及蒸馏釜液回用等节水技术，降低水耗，减少废水排放。

Description

一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺

技术领域

本发明涉及燃料乙醇生产技术领域，具体涉及一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺。

背景技术

乙醇俗称酒精，按照用途的不同，可分为食用乙醇、工业乙醇和燃料乙醇。其中，燃料乙醇作为一种清洁能源，是国际公认的可降低环境污染和取代石油燃料的新型能源。2017年9月13日，国家发展改革委等15部委下发了《关于扩大生物燃料乙醇生产和推广使用车用乙醇汽油的实施方案》（以下简称《方案》），提出到2020年，乙醇汽油在全国基本实现全覆盖。2019年中国汽油表观消费量约1.25亿吨，按照中国目前推广的E10乙醇汽油（含10%乙醇），燃料乙醇在中国市场潜力巨大。

目前国内燃料乙醇的工业化生产仍以玉米、小麦等粮食为原料，生产过程主要包括粉碎、液化、发酵、脱水及废醪处理五个单元。传统工艺主要存在蒸汽消耗高、废水及碳排放量大、乙醇浓度低等问题，造成生产成本居高不下，制约了燃料乙醇的推广使用。因此亟需开发高效、节能的成产燃料乙醇的工艺。

发明内容

针对现有技术存在的技术问题，本发明提供一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺，以解决目前燃料乙醇生产工艺存在的蒸汽消耗高、废水及碳排放量大、乙醇浓度低等问题。

本发明提供的一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺，包括下述步骤：

S1、粉碎：对淀粉基原料进行粉碎处理，得到粉碎淀粉基原料；所述淀粉基原料可选择玉米、小麦、高粱、水稻、红薯和木薯等；

S2、制浆：将所述粉碎淀粉基原料与调浆水、回配清液、碱液、α-淀粉酶混合后进行粉浆处理，得到混合浆液；

S3、液化：将所述混合浆液过滤后进行液化处理，得到液化醪；

S4、发酵：将所述液化醪冷却后，调节pH值，加入尿素、糖化酶及酸性蛋白酶，进行发酵处理，得到成熟醪；

S5、乙醇精馏脱水：对所述成熟醪进行乙醇精馏脱水处理；所述乙醇精馏脱水处理具体为：所述成熟醪经预热后送入粗馏塔，所述粗馏塔塔顶脱除不凝气，所述粗馏塔脱气段侧线采出杂醇浓度高的淡酒送至淡酒罐，所述粗馏塔提馏段侧线采出乙醇浓度较高的粗酒，所述粗馏塔塔釜采出废醪；

所述粗酒经加热后送至二精塔，所述二精塔塔顶采出乙醇水的气相混合物进行脱水处理后得到无水乙醇，所述二精塔侧线采出杂醇浓度较高的侧采液，所述二精塔塔釜采出废醪；

所述淡酒罐中的液体与侧采液混合加热后送入一精塔，所述一精塔塔顶采出不含杂醇的粗酒送至所述二精塔进一步浓缩，所述一精塔塔侧线采出杂醇油送至萃取塔，所述一精塔塔釜采出废水送至步骤2中作为调浆水；

所述萃取塔萃取杂醇油中的乙醇，萃取液淡酒引入所述淡酒罐，萃余液杂醇油兑入所述无水乙醇中；

S6、变性和DDGS回收：所述无水乙醇经变性处理后得到燃料乙醇；所述废醪经离心分离处理后，得到清液和湿糟；所述清液一部分作为回配清液，另一部分进行蒸发浓缩处理后，得到蒸气和浓缩液；所述蒸气经冷凝后得到冷凝液，所述冷凝液一部分作为调浆水，另一部分进行去废水处理；所述浓缩液与湿糟混合经干燥处理后得到DDGS副产物。

优选地，S1中，所述粉碎处理具体为：所述淀粉基原料经除铁、除杂净化，脱壳、粉碎处理后，得到粉碎淀粉基原料。

优选地，S2中，所述调浆水先与所述液化醪进行换热，且加热至85-95℃后再与所述粉碎淀粉基原料进行混合；换热后的液化醪经多级冷却至28-32℃；所述粉浆处理的温度为85-95℃，pH值为5.0-5.5。

优选地，S3中，所述液化处理的温度为85-95℃。

优选地，S4中，调节pH值至4.3-4.6；所述发酵处理具体为：将少量所述液化醪与干酵母、水混合后进行活化得到活化酵母；20-30%所述液化醪与活化酵母混合后进行酵母扩培得到酒母；剩余所述液化醪与酒母混合后进行发酵处理。

优选地，所述酵母扩培中，通入无菌空气，酵母扩培的温度为28-35℃。

优选地，所述发酵处理中，采用多组并联、同步糖化间歇发酵的方式，发酵处理的温度为28-35℃，发酵处理的时间为60-65h。

优选地，S5中，所述粗馏塔塔顶压力-70至-50kPa，塔顶温度50-55℃，塔釜温度80-85℃；所述二精塔塔顶压力0-50kPa，塔顶温度90-95℃，塔釜温度115-120℃；所述一精塔塔顶压力300-500kPa，塔顶温度125-130℃，塔釜温度150-160℃；所述粗馏塔、二精塔和一精塔之间通过差压精馏耦合进行换热。

优选地，S5中，所述脱水处理在分子筛吸附塔中进行；所述分子筛吸附塔为两套连续循环操作，吸附时的操作压力为0-100kPa，解吸时的操作压力为-70至-30kPa。

优选地，S6中，所述清液的回配比为15-30%；所述干燥处理产生的废气作为蒸发浓缩处理的热源。

与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：

1、本发明采用低温液化无蒸煮工艺，同时利用液化醪多级冷却回收热量，减少蒸汽耗量；采用淀粉酶二次添加工艺，降低液化醪粘度，有效降低液化醪输送能耗，达到节能目的。

2、本发明采用浓醪同步糖化间歇发酵工艺，提高成熟醪乙醇浓度，降低装置投资，减少乙醇脱水的蒸汽耗量；提纯并回收二氧化碳，减少碳排放。

3、本发明采用离心清液回配、DDGS蒸发凝液及蒸馏釜液回用等节水技术，降低水耗，减少废水排放。

4、本发明适用于玉米、小麦、高粱、水稻、红薯和木薯等多种淀粉质原料；本发明适合工业化生产，能产生显著的经济与社会效益。

附图说明

图1是本发明实施例1-3中一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺的流程示意图。

具体实施方式

为了使本发明实现的技术手段、创作特征、达成目的与功效易于明白了解，下面结合具体图示，进一步阐述本发明。

实施例1

参照图1，一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺包括下述步骤：

S1、粉碎：采用玉米作为淀粉基原料，将玉米经地秤计量后卸入玉米料斗，经输送机、斗式提升机提升，经磁选、除石、除杂、除铁等工序净化，计量后送入粉碎机，经负压抽离送入滚动筛，得到1.8-2.5mm粒径的玉米粉；不合格的大颗粒玉米糁返回至粉碎料仓，进入粉碎工段进行再粉碎；

S2、制浆：将120t/h玉米粉与215t/h调浆水、α-淀粉酶及回配清液送入螺旋输送机，所述α-淀粉酶在螺旋输送机进出口分两次加入，搅拌后送入粉浆罐进行粉浆处理，粉浆罐内通入蒸汽，维持罐内温度90℃，加入碱液调节pH值为5.3，得到混合浆液；所述调浆水由一精塔塔釜采出的废水、DDGS回收蒸发冷凝液及一次水组成，所述调浆水先与所述液化醪经宽通道板式换热器进行换热，且加热至90℃后再与所述玉米粉进行混合；

S3、液化：所述混合浆液由泵输送到分级过滤器，滤液直接进入液化罐加入液化酶进行液化处理，液化处理的温度为90℃，与传统高温蒸煮同样的液化相比，可有效地节能降耗，节能20%以上，得到液化醪；由过滤器拦截的大粉团及大颗粒经一级蒸汽喷射器加热后循环回粉浆罐重新糊化；

S4、发酵：将所述液化醪与调浆水换热后经液化醪冷却器多级冷却至30℃后，加入硫酸调节pH值至4.5，加入尿素、糖化酶及酸性蛋白酶，进行发酵处理，得到310t/h成熟醪，其中乙醇浓度为15%；所述发酵处理具体为：将少量所述液化醪与干酵母、一次水送入活化罐混合后进行活化2h得到活化酵母；25%所述液化醪与活化酵母送至酒母罐混合后进行酵母扩培9h得到酒母，所述酵母扩培中，通入无菌空气，通过外循环板式换热器冷却降温，使酵母扩培的温度保持为30℃；剩余所述液化醪与酒母进入发酵罐混合后进行发酵处理，所述发酵处理中，采用多组并联、同步糖化间歇发酵的方式，发酵通过外循环板式换热保持在32℃，发酵处理的时间为62h；其中，扩培及发酵产生的热量由循环水带走，产生的CO₂送至水洗塔纯化，然后送至CO₂低温液化设备进行回收，得到37t/h液体二氧化碳，降低碳排放，洗涤液同成熟醪一起送至乙醇精馏脱水工段；

S5、乙醇精馏脱水：对所述成熟醪进行乙醇精馏脱水处理；所述乙醇精馏脱水处理具体为：所述成熟醪经预热后送入粗馏塔，所述粗馏塔塔顶脱除不凝气，所述粗馏塔脱气段侧线采出杂醇浓度高的淡酒送至淡酒罐，所述粗馏塔提馏段侧线采出乙醇浓度较高的粗酒，所述粗馏塔塔釜采出废醪；所述不凝气送至水洗塔，净化后送至CO₂低温液化设备，回收利用，降低碳排放；

所述粗酒经加热后送至二精塔，所述二精塔塔顶采出乙醇水的气相混合物进入分子筛吸附塔脱水得到无水乙醇送入成品罐，吸附后乙醇气流量为38t/h，含水量≤0.04%，所述二精塔侧线采出杂醇浓度较高的侧采液，所述二精塔塔釜采出废醪；所述分子筛吸附塔为两套连续循环操作；当一套进行吸附操作时，另一套以无水乙醇蒸汽进行再生脱附操作，所述无水乙醇蒸汽经冷凝送入所述成品罐，解吸乙醇冷凝后送入淡酒罐；吸附时的操作压力为50kPa，解吸时的操作压力为-50kPa；

所述淡酒罐中的液体与侧采液混合加热后送入一精塔，所述一精塔塔顶采出不含杂醇的乙醇浓度为88-92%的粗酒送至所述二精塔进一步浓缩，所述一精塔塔侧线采出杂醇油送至萃取塔，所述一精塔塔釜采出乙醇含量≤0.03%的废水送至步骤2中作为调浆水；

所述萃取塔以水为萃取剂萃取杂醇油中的乙醇，萃取液淡酒引入所述淡酒罐，萃余液杂醇油送入所述成品罐；

其中，所述粗馏塔塔顶压力-60kPa，塔顶温度52℃，塔釜温度83℃；所述二精塔塔顶压力25kPa，塔顶温度93℃，塔釜温度117℃；所述一精塔塔顶压力400kPa，塔顶温度127℃，塔釜温度155℃；所述粗馏塔、二精塔和一精塔之间通过差压精馏耦合进行换热，即仅一精塔采用一次新鲜蒸汽对再沸器间接加热，一精塔顶产生的酒精蒸汽给二精塔再沸器加热，二精塔顶产生的酒精蒸汽给粗馏塔再沸器加热，实现能量的耦合利用；粗馏塔以塔顶蒸汽、无水乙醇蒸汽预热进料，一精塔、二精塔以塔釜液预热进料；

S6、变性和DDGS回收：所述成品罐中的无水乙醇加入汽油经变性处理，流量为0.75t/h，得到燃料乙醇，产量为39t/h；由精馏工段送来的235t/h，含固约13%的废醪进入卧式螺旋离心机经离心分离处理后，得到清液和湿糟；25%所述清液作为回配清液，剩余部分送至多效蒸发单元进行蒸发浓缩处理后，浓缩至30%固含量，得到蒸气和浓缩液；所述蒸气经冷凝后得到冷凝液，所述冷凝液一部分作为调浆水，另一部分送至污水处理站进行去废水处理；所述浓缩液与湿糟混合经干燥处理后得到产量为32t/h 的DDGS副产物，所述干燥处理产生的废气作为蒸发浓缩处理的热源；多效蒸发最终浓度为30%。

本实施例中，粉碎、液化、发酵、精馏及脱水工段蒸汽消耗共计为1.5 t/t乙醇。脱水后的乙醇与汽油调配（质量比为50：1），得到满足国家标准GB18350-2013的燃料乙醇。

本实施例采用低温喷射液化工艺，与传统高温蒸煮同样的液化相比，可有效地节能降耗，节能20%以上。采用浓醪同步糖化间歇发酵，成熟醪乙醇浓度15%以上，传统分步糖化、发酵成熟醪乙醇浓度仅为10-11%，本实施例显著降低装置投资，减少乙醇脱水的蒸汽耗量。本实施例提纯并回收二氧化碳，减少了碳排放。

实施例2

参照图1，一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺包括下述步骤：

S1、粉碎：采用红薯作为淀粉基原料，将红薯经地秤计量后卸入红薯料斗，经输送机、斗式提升机提升，经磁选、除石、除杂、除铁等工序净化，计量后送入粉碎机，经负压抽离送入滚动筛，得到1.8-2.5mm粒径的红薯粉；不合格的大颗粒红薯糁返回至粉碎料仓，进入粉碎工段进行再粉碎；

S2、制浆：将120t/h红薯粉与215t/h调浆水、α-淀粉酶及回配清液送入螺旋输送机，所述α-淀粉酶在螺旋输送机进出口分两次加入，搅拌后送入粉浆罐进行粉浆处理，粉浆罐内通入蒸汽，维持罐内温度85℃，加入碱液调节pH值为5.5，得到混合浆液；所述调浆水由一精塔塔釜采出的废水、DDGS回收蒸发冷凝液及一次水组成，所述调浆水先与所述液化醪经板式换热器进行换热，且加热至85℃后再与所述红薯粉进行混合；

S3、液化：将所述混合浆液由泵输送到分级过滤器，滤液直接进入液化罐加入液化酶进行液化处理，液化处理的温度为95℃，与传统高温蒸煮同样的液化相比，可有效地节能降耗，节能20%以上，得到液化醪；由过滤器拦截的大粉团及大颗粒经蒸汽喷射器加热后循环回粉浆罐重新糊化；

S4、发酵：将所述液化醪与调浆水换热后经液化醪冷却器多级冷却至32℃后，加入硫酸调节pH值至4.3，加入尿素、糖化酶及酸性蛋白酶，进行发酵处理，得到310t/h成熟醪，其中乙醇浓度为16%；所述发酵处理具体为：将少量所述液化醪与干酵母、一次水送入活化罐混合后进行活化2h得到活化酵母；20%所述液化醪与活化酵母送至酒母罐混合后进行酵母扩培9h得到酒母，所述酵母扩培中，通入无菌空气，通过外循环板式换热器冷却降温，使酵母扩培的温度保持为35℃；剩余所述液化醪与酒母进入发酵罐混合后进行发酵处理，所述发酵处理中，采用多组并联、同步糖化间歇发酵的方式，发酵通过外循环板式换热保持在28℃，发酵处理的时间为65h；其中，扩培及发酵产生的热量由循环水带走，产生的CO₂送至水洗塔纯化，然后送至CO₂低温液化设备进行回收，得到37t/h液体二氧化碳，降低碳排放，洗涤液同成熟醪一起送至乙醇精馏脱水工段；

S5、乙醇精馏脱水：对所述成熟醪进行乙醇精馏脱水处理；所述乙醇精馏脱水处理具体为：所述成熟醪经预热后送入粗馏塔，所述粗馏塔塔顶脱除不凝气，所述粗馏塔脱气段侧线采出杂醇浓度高的淡酒送至淡酒罐，所述粗馏塔提馏段侧线采出乙醇浓度较高的粗酒，所述粗馏塔塔釜采出废醪；所述不凝气送至水洗塔，净化后送至CO₂低温液化设备，回收利用，降低碳排放；

所述粗酒经加热后送至二精塔，所述二精塔塔顶采出乙醇水的气相混合物进入分子筛吸附塔脱水得到无水乙醇送入成品罐，吸附后乙醇气流量为38t/h，含水量≤0.04%，所述二精塔侧线采出杂醇浓度较高的侧采液，所述二精塔塔釜采出废醪；所述分子筛吸附塔为两套连续循环操作；当一套进行吸附操作时，另一套以无水乙醇蒸汽进行再生脱附操作，所述无水乙醇蒸汽经冷凝送入所述成品罐，解吸乙醇冷凝后送入淡酒罐；吸附时的操作压力为0kPa，解吸时的操作压力为-30kPa；

所述淡酒罐中的液体与侧采液混合加热后送入一精塔，所述一精塔塔顶采出不含杂醇的乙醇浓度为88-92%的粗酒送至所述二精塔进一步浓缩，所述一精塔塔侧线采出杂醇油送至萃取塔，所述一精塔塔釜采出乙醇含量≤0.03%的废水送至步骤2中作为调浆水；

所述萃取塔以水为萃取剂萃取杂醇油中的乙醇，萃取液淡酒引入所述淡酒罐，萃余液杂醇油送入所述成品罐；

其中，所述粗馏塔塔顶压力-50kPa，塔顶温度50℃，塔釜温度85℃；所述二精塔塔顶压力0kPa，塔顶温度95℃，塔釜温度115℃；所述一精塔塔顶压力300kPa，塔顶温度130℃，塔釜温度150℃；所述粗馏塔、二精塔和一精塔之间通过差压精馏耦合进行换热，即仅一精塔采用一次新鲜蒸汽对再沸器间接加热，一精塔顶产生的酒精蒸汽给二精塔再沸器加热，二精塔顶产生的酒精蒸汽给粗馏塔再沸器加热，实现能量的耦合利用；粗馏塔以塔顶蒸汽、无水乙醇蒸汽预热进料，一精塔、二精塔以塔釜液预热进料；

S6、变性和DDGS回收：所述成品罐中的无水乙醇加入汽油经变性处理，流量为0.75t/h，得到燃料乙醇，产量为39t/h；由精馏工段送来的235t/h，含固约13%的废醪进入卧式螺旋离心机经离心分离处理后，得到清液和湿糟；30%所述清液作为回配清液，剩余部分送至多效蒸发单元进行蒸发浓缩处理后，浓缩至30%固含量，得到蒸气和浓缩液；所述蒸气经冷凝后得到冷凝液，所述冷凝液一部分作为调浆水，另一部分送至污水处理站送至污水处理站进行去废水处理；所述浓缩液与湿糟混合经干燥处理后得到产量为32t/h 的DDGS副产物，所述干燥处理产生的废气作为蒸发浓缩处理的热源；多效蒸发最终浓度为30%。

本实施例中，粉碎、液化、发酵、精馏及脱水工段蒸汽消耗共计为1.2 t/t乙醇。脱水后的乙醇与汽油调配（质量比为50：1），得到满足国家标准GB18350-2013的燃料乙醇。

本实施例采用低温喷射液化工艺，与传统高温蒸煮同样的液化相比，可有效地节能降耗，节能20%以上。采用浓醪同步糖化间歇发酵，成熟醪乙醇浓度15%以上，传统分步糖化、发酵成熟醪乙醇浓度仅为10-11%，本实施例显著降低装置投资，减少乙醇脱水的蒸汽耗量。本实施例提纯并回收二氧化碳，减少了碳排放。

实施例3

参照图1，一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺包括下述步骤：

S1、粉碎：采用高粱作为淀粉基原料，将高粱经地秤计量后卸入高粱料斗，经输送机、斗式提升机提升，经磁选、除石、除杂、除铁等工序净化，计量后送入粉碎机，经负压抽离送入滚动筛，得到1.8-2.5mm粒径的高粱粉；不合格的大颗粒高粱糁返回至粉碎料仓，进入粉碎工段进行再粉碎；

S2、制浆：将120t/h高粱粉与215t/h调浆水、α-淀粉酶及回配清液送入螺旋输送机，所述α-淀粉酶在螺旋输送机进出口分两次加入，搅拌后送入粉浆罐进行粉浆处理，所述粉浆罐内通入蒸汽，维持罐内温度95℃，加入碱液调节pH值为5.0，得到混合浆液；所述调浆水由一精塔塔釜采出的废水、DDGS回收蒸发冷凝液及一次水组成，所述调浆水先与所述液化醪经宽通道板式换热器进行换热，且加热至95℃后再与所述高粱粉进行混合；

S3、液化：将所述混合浆液由泵输送到分级过滤器，滤液直接进入液化罐加入液化酶进行液化处理，液化处理的温度为85℃，与传统高温蒸煮同样的液化相比，可有效地节能降耗，节能20%以上，得到液化醪；由过滤器拦截的大粉团及大颗粒经蒸汽喷射器加热后循环回粉浆罐重新糊化；

S4、发酵：将所述液化醪与调浆水换热后经液化醪冷却器多级冷却至28℃后，加入硫酸调节pH值至4.6，加入尿素、糖化酶及酸性蛋白酶，进行发酵处理，得到310t/h成熟醪，其中乙醇浓度为15%；所述发酵处理具体为：将少量所述液化醪与干酵母、一次水送入活化罐混合后进行活化2h得到活化酵母；30%所述液化醪与活化酵母送至酒母罐混合后进行酵母扩培9h得到酒母，所述酵母扩培中，通入无菌空气，通过外循环板式换热器冷却降温，使酵母扩培的温度保持为28℃；剩余所述液化醪与酒母进入发酵罐混合后进行发酵处理，所述发酵处理中，采用多组并联、同步糖化间歇发酵的方式，发酵通过外循环板式换热保持在35℃，发酵处理的时间为60h；其中，扩培及发酵产生的热量由循环水带走，产生的CO₂送至水洗塔纯化，然后送至CO₂低温液化设备进行回收，得到37t/h液体二氧化碳，降低碳排放，洗涤液同成熟醪一起送至乙醇精馏脱水工段；

S5、乙醇精馏脱水：对所述成熟醪进行乙醇精馏脱水处理；所述乙醇精馏脱水处理具体为：所述成熟醪经预热后送入粗馏塔，所述粗馏塔塔顶脱除不凝气，所述粗馏塔脱气段侧线采出杂醇浓度高的淡酒送至淡酒罐，所述粗馏塔提馏段侧线采出乙醇浓度较高的粗酒，所述粗馏塔塔釜采出废醪；所述不凝气送至水洗塔，净化后送至CO₂低温液化设备，回收利用，降低碳排放；

所述粗酒经加热后送至二精塔，所述二精塔塔顶采出乙醇水的气相混合物进入分子筛吸附塔脱水得到无水乙醇送入成品罐，吸附后乙醇气流量为38t/h，含水量≤0.04%，所述二精塔侧线采出杂醇浓度较高的侧采液，所述二精塔塔釜采出废醪；所述分子筛吸附塔为两套连续循环操作；当一套进行吸附操作时，另一套以无水乙醇蒸汽进行再生脱附操作，所述无水乙醇蒸汽经冷凝送入所述成品罐，解吸乙醇冷凝后送入淡酒罐；吸附时的操作压力为100kPa，解吸时的操作压力为-70 kPa；

所述淡酒罐中的液体与侧采液混合加热后送入一精塔，所述一精塔塔顶采出不含杂醇的乙醇浓度为88-92%的粗酒送至所述二精塔进一步浓缩，所述一精塔塔侧线采出杂醇油送至萃取塔，所述一精塔塔釜采出乙醇含量≤0.03%的废水送至步骤2中作为调浆水；

所述萃取塔以水为萃取剂萃取杂醇油中的乙醇，萃取液淡酒引入所述淡酒罐，萃余液杂醇油送入所述成品罐；

其中，所述粗馏塔塔顶压力-70 kPa，塔顶温度55℃，塔釜温度80℃；所述二精塔塔顶压力50kPa，塔顶温度90℃，塔釜温度120℃；所述一精塔塔顶压力500kPa，塔顶温度125℃，塔釜温度160℃；所述粗馏塔、二精塔和一精塔之间通过差压精馏耦合进行换热，即仅一精塔采用一次新鲜蒸汽对再沸器间接加热，一精塔顶产生的酒精蒸汽给二精塔再沸器加热，二精塔顶产生的酒精蒸汽给粗馏塔再沸器加热，实现能量的耦合利用；粗馏塔以塔顶蒸汽、无水乙醇蒸汽预热进料，一精塔、二精塔以塔釜液预热进料；

S6、变性和DDGS回收：所述成品罐中的无水乙醇加入汽油经变性处理，流量为0.75t/h，得到燃料乙醇，产量为39t/h；由精馏工段送来的235t/h，含固约13%的废醪进入卧式螺旋离心机经离心分离处理后，得到清液和湿糟；15%所述清液作为回配清液，剩余部分送至多效蒸发单元进行蒸发浓缩处理后，浓缩至30%固含量，得到蒸气和浓缩液；所述蒸气经冷凝后得到冷凝液，所述冷凝液一部分作为调浆水，另一部分送至污水处理站进行去废水处理；所述浓缩液与湿糟混合经干燥处理后得到产量为32t/h 的DDGS副产物，所述干燥处理产生的废气作为蒸发浓缩处理的热源；多效蒸发最终浓度为30%。

本实施例中，粉碎、液化、发酵、精馏及脱水工段蒸汽消耗共计为1.7 t/t乙醇。脱水后的乙醇与汽油调配（质量比为50：1），得到满足国家标准GB18350-2013的燃料乙醇。

本实施例采用低温喷射液化工艺，与传统高温蒸煮同样的液化相比，可有效地节能降耗，节能20%以上。采用浓醪同步糖化间歇发酵，成熟醪乙醇浓度15%以上，传统分步糖化、发酵成熟醪乙醇浓度仅为10-11%，本实施例显著降低装置投资，减少乙醇脱水的蒸汽耗量。本实施例提纯并回收二氧化碳，减少了碳排放。

以上仅为本发明的实施方式，并非因此限制本发明的专利范围，凡是利用本发明说明书及附图内容所作的等效结构，直接或间接运用在其他相关的技术领域，均同理在本发明的专利保护范围之内。

Claims (6)

1.一种淀粉基原料生产燃料乙醇的节能工艺，其特征在于，包括下述步骤：

S1、粉碎：对淀粉基原料进行粉碎处理，得到粉碎淀粉基原料；

S2、制浆：将所述粉碎淀粉基原料与调浆水、回配清液、碱液、α-淀粉酶混合后进行粉浆处理，得到混合浆液；所述调浆水先与所述液化醪进行换热，且加热至85-95℃后再与所述粉碎淀粉基原料进行混合；换热后的液化醪经多级冷却至28-32℃；所述粉浆处理的温度为85-95℃，pH值为5.0-5.5；所述调浆水由一精塔塔釜采出的废水、DDGS回收蒸发冷凝液及一次水组成；

S3、液化：将所述混合浆液过滤后直接进入液化罐加入液化酶进行液化处理，得到液化醪；所述液化处理的温度为85-95℃；

S4、发酵：将所述液化醪冷却后，调节pH值，加入尿素、糖化酶及酸性蛋白酶，进行发酵处理，得到成熟醪；所述发酵处理中，采用多组并联、同步糖化间歇发酵的方式，发酵处理的温度为28-35℃，发酵处理的时间为60-65h；

S5、乙醇精馏脱水：对所述成熟醪进行乙醇精馏脱水处理；所述乙醇精馏脱水处理具体为：所述成熟醪经预热后送入粗馏塔，所述粗馏塔塔顶脱除不凝气，所述粗馏塔脱气段侧线采出含杂醇的淡酒送至淡酒罐，所述粗馏塔提馏段侧线采出乙醇浓度为88％-92％的粗酒，所述粗馏塔塔釜采出废醪；

所述粗酒经加热后送至二精塔，所述二精塔塔顶采出乙醇水的气相混合物进行脱水处理后得到无水乙醇，所述二精塔侧线采出含杂醇的侧采液，所述二精塔塔釜采出废醪；

所述淡酒罐中的液体与侧采液混合加热后送入一精塔，所述一精塔塔顶采出不含杂醇的粗酒送至所述二精塔进一步浓缩，所述一精塔塔侧线采出杂醇油送至萃取塔，所述一精塔塔釜采出废水送至步骤2中作为调浆水；

所述萃取塔萃取杂醇油中的乙醇，萃取液淡酒引入所述淡酒罐，萃余液杂醇油兑入所述无水乙醇中；

且该步骤中：所述粗馏塔塔顶压力-70至-50kPa，塔顶温度50-55℃，塔釜温度80-85℃；所述二精塔塔顶压力0-50kPa，塔顶温度90-95℃，塔釜温度115-120℃；所述一精塔塔顶压力300-500kPa，塔顶温度125-130℃，塔釜温度150-160℃；所述粗馏塔、二精塔和一精塔之间通过差压精馏耦合进行换热；

S6、变性和DDGS回收：所述无水乙醇经变性处理后得到燃料乙醇；所述废醪经离心分离处理后，得到清液和湿糟；所述清液一部分作为回配清液，另一部分进行蒸发浓缩处理后，得到蒸气和浓缩液；所述蒸气经冷凝后得到冷凝液，所述冷凝液一部分作为调浆水，另一部分进行去废水处理；所述浓缩液与湿糟混合经干燥处理后得到DDGS副产物。

2.如权利要求1所述的节能工艺,其特征在于，S1中，所述粉碎处理具体为：所述淀粉基原料经除铁、除杂净化，脱壳、粉碎处理后，得到粉碎淀粉基原料。

3.如权利要求1所述的节能工艺，其特征在于，S4中，调节pH值至4.3-4.6；所述发酵处理具体为：将所述液化醪与干酵母、水混合后进行活化得到活化酵母；20-30％所述液化醪与活化酵母混合后进行酵母扩培得到酒母；剩余所述液化醪与酒母混合后进行发酵处理。

4.如权利要求3所述的节能工艺，其特征在于，所述酵母扩培中，通入无菌空气，酵母扩培的温度为28-35℃。

5.如权利要求1所述的节能工艺，其特征在于，S5中，所述脱水处理在分子筛吸附塔中进行；所述分子筛吸附塔为两套连续循环操作，吸附时的操作压力为0-100kPa，解吸时的操作压力为-70至-30kPa。

6.如权利要求1所述的节能工艺，其特征在于，S6中，所述清液的回配比为15-30％；所述干燥处理产生的废气作为蒸发浓缩处理的热源。

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