CN117043130A - 从在水相中包含醇的初始混合物中提取醇的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种从在水相中包含醇的初始混合物(1)中提取醇的方法，其中：‑由在顶部配备有冷凝器(c3)的异丙醇‑丁醇蒸馏塔(III)进行的蒸馏分离，其旨在将所述混合物分离成在顶部的水‑异丙醇共沸物料流(6)和在底部的水‑丁醇共沸物料流(7)，‑旨在将所述水‑丁醇共沸物料流分离成水和丁醇的蒸馏分离，其由非均相共沸蒸馏系统进行，所述系统包括至少一个回收水的水塔(IV)和至少一个配备有再沸器(r5)的回收丁醇(9)的丁醇塔(V)，以使从进入异丙醇‑丁醇蒸馏塔(III)的冷凝器的顶部水‑异丙醇共沸物料流(6)向进入丁醇塔(V)的再沸器的料流进行热传递。
Description
技术领域
本发明涉及一种从在水相中包含醇的混合物中尤其提取这些醇的方法。其可用于从C5和/或C6糖的水溶液发酵结束时获得的醪液(must)中回收醇作为产物，如从被称为IBE(异丙醇/丁醇/乙醇)或IBEA(异丙醇/丁醇/乙醇/丙酮)工艺并由“产溶剂”梭菌菌株进行的发酵工艺中所知。发酵醪液是指其中已经进行发酵的水性介质。C5和/或C6糖是指具有5或6个碳的糖类。本发明更具体地涉及提取异丙醇和丁醇作为具有潜在经济价值的主要化合物。
现有技术
为了应对能源转型的挑战，正在进行大量研究以开发“绿色”方法，以便提供替代石油精炼和/或石油化学的获得化学中间体的途径。
获自发酵工艺的醇(例如异丙醇和正丁醇)属于石化衍生物的最有前景的替代品。由属于梭菌属的微生物进行的ABE(丙酮-丁醇-乙醇)发酵是已经工业化的最古老的发酵之一，并且已经得到广泛研究。最近，产生异丙醇、丁醇和乙醇的混合物并且同样由属于梭菌属的微生物进行的IBE(异丙醇-丁醇-乙醇)发酵已成为相当新近研究的主题(Dos SantosVieira等人,Bioresour Technol；2019287:121425doi:10.1016/j.biortech2019.121425Acetone-free biobutanol production:Past and recent advances in theIsopropanol-Butanol-Ethanol(IBE)fermentation)。
关于这种类型的方法中使用的发酵程序，已经研究了用于ABE和IBE发酵的间歇模式下的生产(参见，例如，Jones D.T.,Woods D.R.,1986,Acetone-Butanol FermentationRevisited.Microbiol.Rew.,50(4),484-524或Table 16.6Lopez-contreras A.等人，章节书16,Bioalcohol Production：Biochemical Conversion ofLignocellulosic Biomass,2010)。
也已经研究了连续操作的方法，首先使悬浮液中的细胞位于均相反应器中。然后已经提出对连续方法的改进——通过增加微生物生物质在生物反应器中的保留，尤其是通过使用固定在基材上的细胞，和/或通过使用借助过滤膜而再循环及保留的细胞(Vieira等人,2019Acetone-free biobutanol production:past and recent advances in theIsopropanol-Butanol-Ethanol(IBE)fermentation Biores.Technol.,287；121425)。
在发酵方法的开发中遇到的障碍之一是回收在发酵醪液中高度稀释的产物的步骤。这一参数决定性地影响这些类型的方法的经济成本。为了使这种发酵生产方法在经济上大规模可行，首要目标是通过使进行发酵的生物反应器中的最终滴度弧(titer arc)以及体积生产率最大化来优化发酵性能。但是，在发酵条件已经优化时，对于水中相关分子的给定浓度，经济上重要的是设法改进与从发酵醪液中提取相关分子的阶段有关的能量消耗。
存在许多用于进行这种提取的技术，其中最常规的一种利用一个或多个串联的蒸馏塔，但是，也已经开发出涉及用气体料流汽提醪液的其它技术。例如在专利WO2018/001628中。
本发明专注于通过(一个或多个)蒸馏进行提取。因此其旨在改进这种提取。对于发酵醪液的给定浓度，本发明更特别地试图减少设备中这种提取所需的能量消耗和/或资本投资。
发明概述
本发明的第一个主题是一种从初始混合物中提取醇的方法，所述初始混合物在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和/或丙酮，所述方法包括一系列分离操作，包括：
-由至少一个被称为异丙醇-丁醇塔的蒸馏塔进行的蒸馏分离，其旨在将所述初始混合物或衍生自所述初始混合物的混合物分离成在顶部的水-异丙醇共沸物料流和在底部的水-丁醇共沸物料流，
-旨在将所述水-丁醇共沸物料流分离成水和丁醇的蒸馏分离，其由非均相共沸蒸馏系统进行，所述系统包括至少一个被称为水塔的水回收塔和至少一个被称为丁醇塔的丁醇回收塔。
根据本发明，从进入异丙醇-丁醇蒸馏塔的冷凝器的水-异丙醇共沸物料流向进入丁醇塔的再沸器的料流进行热传递。
在本发明的意义上，“衍生自所述初始混合物的混合物”是指源自初始混合物的混合物，尤其是在至少一个蒸馏分离处理后。
异丙醇-丁醇蒸馏塔的冷凝器和丁醇塔的再沸器可以有利地合并在同一个(和单个)装置中。
根据本发明的提取因此包括一系列蒸馏，其中所用的每个蒸馏塔需要耗能的热量供应。已知的是，塔通常配备有底部再沸器，其将通常通过外部蒸汽加热，以将获自塔底部的液体的温度提高到所需温度并使其部分蒸发，且因此在塔中生成气体循环(“蒸气流(vapor traffic)”)，并配备有顶部冷凝器以使顶部流出物的温度下降并使其恢复为液相，且由此在塔中生成液体流(liquid traffic)。在一系列塔的情况下，如在本情况下，本发明的选择是通过选择适合热集成的塔而热集成两个蒸馏塔，即：
-首先，异丙醇-丁醇塔，其包含异丙醇的顶部流出物可具有足以传递热的温度，即使必须修改其运行的工作条件以达到这一温度；
-其次，丁醇塔，其需要供应足够的热以将原料升高到适于蒸馏的温度，即使其同样必须进行调节以允许这种热传递，因为热传递只有在一方面“热”流出物和另一方面“冷”原料之间达到的温度差为至少5℃，且优选至少10℃时才在技术上是可行的。
此外，这种热传递已证明对减少整个方法的能量消耗非常有效，因为丁醇塔的再沸器至少部分，或甚至完全由来自异丙醇-丁醇塔的冷凝热进行加热：可以降低，或甚至忽略迄今加热丁醇塔的再沸器所需的蒸汽消耗。从装置角度看，增益也是显著的，因为产生加热再沸器所需的蒸汽所需的炉型加热装置可以减小尺寸或甚至取消。
优选地，异丙醇-丁醇蒸馏塔在顶部配备有冷凝器，丁醇塔配备有再沸器，并通过这两个塔共用的热交换器进行热传递，从而合并所述冷凝器和所述再沸器，这在装置方面特别有效和经济。
如上早前所述，本发明提出的热集成可能需要修改异丙醇-丁醇蒸馏塔的运行/工作条件(温度、压力)，以使水-异丙醇流出物在塔出口处具有足够的温度以便能够进行该传递。
因此可以修改，尤其是提高塔的运行压力。有利地，可以将异丙醇-丁醇蒸馏塔的压力调节到至少3巴绝对压力，尤其是至少4巴绝对压力，优选最多10巴绝对压力，尤其是最多7巴绝对压力，尤其是4.5至6.5巴绝对压力的值。
异丙醇-丁醇蒸馏塔和丁醇塔优选在选择的温度下运行，以使来自异丙醇-丁醇蒸馏塔的顶部水-异丙醇共沸物料流(来自该塔的“顶部”料流对应于进入所述塔的冷凝器的料流)处于比离开丁醇塔底部的料流的温度T2高至少8℃，尤其是至少10℃的温度T1。
因此，优选地，异丙醇-丁醇蒸馏塔和丁醇塔在选择的温度下运行，以使来自异丙醇-丁醇蒸馏塔的顶部水-异丙醇共沸物料流处于至少120℃，尤其是最多140℃的温度T1。
可以调节异丙醇-丁醇蒸馏塔的运行以在塔中保持液/气两相混合物，尤其是通过施加上述温度/压力条件，如至少120℃的离开塔顶的异丙醇-水料流的温度和/或至少3巴绝对压力的塔中的压力。
确实已经意识到，修改该塔的工作条件(更通常在较低压力下，尤其是在大气压下和在较低温度下运行)使得可以同时获得除能量成本降低以外的优点：在较高压力/温度下，倾向于在液/液/气三相介质中运行的塔转变为仅液/气两相介质，其中分离区消失，因此允许该塔用典型/常规内件/填料而不是用适应于塔的三相运行的特定塔板运行，且因此减少装置投资和更容易控制该塔。
应该强调的是，在适当的情况下，由异丙醇-丁醇塔中的任何压力/温度增加引起的额外能量成本仍然远低于丁醇塔获得的能量增益，因此使得本发明极具吸引力。还应该强调的是，保持受控的异丙醇-丁醇塔中的压力/温度的这种增加对所涉的异丙醇-丁醇塔中进行的蒸馏的品质、效率或可操作性完全没有不利影响。
用于根据本发明处理的混合物还可以含有另一种醇，尤其是乙醇，通常相对于异丙醇和丁醇的量为次要量。
例如，用于处理的初始混合物可对应于发酵醪液，其在水相中包含两种主要化合物，主要为异丙醇I和丁醇B，和次要化合物，尤其是两种次要化合物，如丙酮A和乙醇E，其特征如下：
-异丙醇I和丁醇B的总浓度：8至30g/L
-I/B质量比(主要产物，异丙醇/丁醇)：0.25-0.5/0.75-0.5
-如果存在于醪液中，次要产物(例如丙酮A和乙醇E)的总浓度：0.1g/l至2g/l。
在其中初始混合物还包含乙醇的情况下，由至少异丙醇-丁醇蒸馏塔进行的蒸馏分离旨在将所述混合物或衍生自所述初始混合物的混合物分离成在顶部的水-异丙醇-乙醇共沸物料流和在底部的水-丁醇共沸物料流。根据本发明的热传递在这种情况下利用水-异丙醇-乙醇混合物的冷凝热。
根据一个优选实施方案，向进入丁醇塔再沸器的料流的热传递提供了运行所述塔所需的全部热量。在这种情况下，因此可以省去生成用于加热丁醇塔再沸器的蒸汽的炉。
根据另一实施方案，向进入丁醇塔再沸器的料流的热传递为进入丁醇塔的料流提供了运行所述塔所需的一部分热量，其余热量由另一热源，尤其是由外部蒸汽源供应。因此，在这种情况下，需要另一个热量供应，其要么可以在该设施中的其它地方获得，要么借助生成蒸汽的炉获得，但与没有根据本发明的热传递时相比，在容量上更小且能量消耗更低。
根据另一实施方案，向进入丁醇塔的料流的热传递提供的热量多于进入丁醇塔再沸器的料流运行所述塔所需的热量，并且在这种情况下添加冷却器以排出过量的热量。冷却器是指例如(一个或多个)冷凝器类型的任何已知技术装置。
根据本发明的一个方法实例包括用于分离混合物的以下一系列操作，所述混合物在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和丙酮：
-(a)通过在醪塔(beer column)中进行的蒸馏分离所述混合物，并且其旨在从水相中除去至少一部分水，以得到浓缩混合物，
-(b)通过在被称为丙酮塔的塔中进行的蒸馏分离获自步骤(a)的浓缩混合物，并且其旨在从所述浓缩混合物中分离丙酮，以得到贫丙酮的浓缩混合物，
-(c)由至少一个被称为异丙醇-丁醇蒸馏塔的塔进行的蒸馏分离，并且旨在将步骤(b)中获得的贫丙酮的浓缩混合物分离成在顶部的水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流和在底部的水-丁醇共沸物料流，
-(d)旨在将步骤(c)中获得的水-丁醇共沸物料流分离成水和丁醇的蒸馏分离，其由非均相共沸蒸馏系统进行，所述系统包括至少一个被称为水塔的水回收塔和至少一个被称为丁醇塔的丁醇回收塔。
在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和/或丙酮的初始混合物有利地是通过含糖液，尤其是衍生自木质纤维素生物质的含糖液在微生物作用下的发酵获得的醪液，所述微生物尤其获自产溶剂菌株，优选选自以下微生物中的至少一种：细菌，尤其是梭菌属的细菌(如酪丁酸梭菌或嗜纤维梭菌)、大肠杆菌，酵母，尤其是酿酒酵母类型的酵母。这些微生物自然可以是天然微生物，或可以通过根据已知技术的遗传修饰衍生自天然微生物。
确实，这种醪液的一个特定特征是其高的水稀释度，因此必须有这些各种分离，并且尤其是浓缩步骤，如上文早前提到的步骤(a)。
根据本发明处理的初始混合物因此可以具有2至40克/升，尤其是5至35克/升或8至30克/升的有机化合物浓度，这是发酵醪液中遇到的典型浓度。有机化合物是指本发明试图分离并经济地利用的相关分子，尤其是来自醇和/或溶剂种类。
根据本发明的一个实施方案，初始混合物(1)仅来自一种来源，仅来自起始于单一原料的一种生产工艺；例如，其是获自使用单一类型微生物的单一发酵的发酵醪液，由于所选方法，该醪液直接包含本发明试图分离的有机化合物的混合物，即醇的混合物。
根据另一实施方案，根据本发明的初始混合物可以组合两种或更多种具有不同组成的混合物，各混合物在水相中包含一种或多种醇。这样的组合可涉及混合，尤其是混合两种或更多种通过含糖液用不同微生物发酵而得的醪液，各醪液随之具有其自己的组成。这些不同料流的混合，例如这些不同醪液的混合，可以选择性地在利用本发明的任何分离处理之前进行，或在专用预混段中进行，或可以在根据本发明的方法过程中的分离步骤期间进行：例如可以将不同的料流/醪液一起注入分离装置，例如注入根据本发明的设施的第一蒸馏塔(例如醪塔，如下文稍后所述)中，然后直接在所涉装置中进行混合而没有预混合。
因此可以想到以下这些：-一方面，通过发酵生产包含异丙醇的第一混合物形式的第一醪液，和-另一方面，通过另一个发酵生产包含丁醇的第二混合物形式的第二醪液，以及合并这两种醪液以使它们一起根据本发明处理(通过在实施本发明的设施上游或在该设施中混合，该混合实际上在它们由异丙醇-丁醇塔处理的过程中进行)。这两种醪液各自可包含不同的杂质或其它相关分子(乙醇等)。
因此最终通过单一设施、单一方法汇合两种或更多种不同醪液的分离。
因此，为了生产特别包含异丙醇的第一醪液，可以参考文章“EmployingEscherichia coli for C2-C6 Bioalcohol Production”,L.Liang等人,Front.Bioeng.Biotechnol.,03.07.2020。
并且为了生产特别包含丁醇的第二醪液，可以参考文章“Genetic engineeringof non-native hosts for 1-butanol production and its challenges：a review”,S.Nawab等人,Microb Cell Fact,27.03.2020。
本发明的另一个主题是实施上述方法的用于提取醇的任何设施。
本发明的另一个主题是一种用于从初始混合物中提取醇的设施，所述初始混合物在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和/或丙酮，所述设施包括一系列分离段，包括：
-由至少一个被称为异丙醇-丁醇塔并配备有冷凝器的蒸馏塔进行的蒸馏分离的段，并且所述蒸馏分离旨在将所述初始混合物或衍生自所述初始混合物的混合物分离成在顶部的水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流和在底部的水-丁醇共沸物料流，
-旨在将所述水-丁醇共沸物料流分离成水和丁醇的蒸馏分离的段，所述蒸馏分离由非均相共沸蒸馏系统进行，所述系统包括至少一个被称为水塔的水回收塔和至少一个被称为丁醇塔并配备有再沸器的丁醇回收塔，
以使其提供从进入冷凝器的来自异丙醇-丁醇蒸馏塔的顶部水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料向进入丁醇塔的再沸器的料流的热传递。
该设施优选包括异丙醇-丁醇蒸馏塔和丁醇塔共用的热交换器，并且其确保从进入异丙醇-丁醇蒸馏塔的冷凝器的水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流向进入丁醇塔的再沸器的料流的热传递，该共用交换器合并所述冷凝器和所述再沸器。
该设施可包括用于分离初始混合物的以下一系列段，所述初始混合物在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和丙酮：
-(a)用于通过蒸馏分离所述混合物的段，其包括至少一个醪塔并且旨在从水相中除去至少一部分水，以得到浓缩混合物，
-(b)用于通过蒸馏分离步骤(a)的浓缩混合物的段，其包括至少一个被称为丙酮塔的塔并且旨在从所述浓缩混合物中分离丙酮，以得到贫丙酮的浓缩混合物，
-(c)蒸馏分离段，其包括至少一个被称为异丙醇-丁醇塔的蒸馏塔并且旨在将步骤(b)中获得的贫丙酮的浓缩混合物分离成在顶部的水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流和在底部的水-丁醇共沸物料流，
-(d)旨在将步骤(c)中获得的水-丁醇共沸物料流分离成水和丁醇的蒸馏分离段，其包括至少一个非均相共沸蒸馏系统，所述系统包括至少一个被称为水塔的水回收塔和至少一个被称为丁醇塔的丁醇回收塔。
根据本发明的设施还可包括在异丙醇-丁醇塔的顶部的附加冷凝器以在顶部水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流中可提供的热量超过进入丁醇塔再沸器的料流所需的热量的情况下从该共沸物料流中排出过量的热量。
下面借助非限制性实例和以下附图更详细描述本发明：
附图列表
图1
图1代表现有技术的用于分离水溶液中的相关分子的设施的一个实例。
图2
图2代表根据本发明的一个非限制性实施方案修改的图1的设施。
一个附图与另一个附图中相同的附图标记代表相同的料流、装置和热交换。
这两个图是高度示意性的：它们是并非按比例绘制的流程图。设施以简化形式呈现以便更容易阅读，尤其是为了理解本发明所使用的装置/料流，而非显示在这种类型的工业设施中有效提供并为技术人员已知的炉、交换器、冷却器/压缩机、塔再沸器、塔冷凝器等形式的所有装置。
在所有附图中：
-数字标记表示流体料流；罗马数字形式的标记表示蒸馏塔，带有字母的标记表示装置；
-为清楚起见，“分离段”用蒸馏塔形式的单个塔表示。但是，显然，分离段可以含有/确实含有串联和/或并联安装的多个塔，并且它们可以含有其它分离装置以起到至少一个蒸馏塔的作用，例如一个或多个罐等形式的液/气分离器。
实施方案的描述
在以下非限制性实例中，本发明的目的是从水溶液中回收主要产物，即一方面是异丙醇，且另一方面是正丁醇，该水溶液还含有两种其它次要组分，即丙酮(在此被认为是要除去的杂质)和乙醇(在此选择与异丙醇一起保留)。
如上早前所示，初始醪液(进入醪塔)的组成如下：
-异丙醇I和丁醇B的总浓度：8至30g/L
-I/B质量比(主要产物，异丙醇/丁醇)：0.25-0.5/0.75-0.5
-次要产物丙酮a和乙醇e的总浓度：0.1g/l至2g/l。
作为非限制性实例，本发明起始的发酵醪液具有以下组成和以下特征：
-异丙醇I、丁醇B、乙醇e和丙酮a在水中的浓度：19.6g/l
-重量比I/B/e+a＝40.8/56.1/3.1
-丙酮a浓度为乙醇e浓度的约两倍。
这种水溶液是获自由C5和/或C6糖组成的液体并以已知方式，例如根据序言中提到的间歇或连续方法在来源于梭菌属菌株的微生物作用下发酵的发酵醪液。关于发酵方法本身的更多细节，可以参考对间歇方法引用的科学出版物。
进入异丙醇-丁醇塔的料流的组成尤其如下：
-水:35至45重量％
-其余由IBea组成
-I/B质量比r(主要产物，异丙醇/丁醇):0.25-0.5/0.75-0.5
-丙酮a的浓度:0.1至1g/l
-乙醇e的浓度:2至10g/l
所得异丙醇有两种可行的用途：
-其可以转化成丙烯。实际上，用根据本发明的方法和设施获得的水合异丙醇产物(以乙醇作为次要产物)是适合转化成丙烯的原材料，因为其导致产生水合异丙醇馏分(含少量乙醇)，因为异丙醇与水表现出仅通过蒸馏不能完全分离的共沸物。
-在除去水之后，其也可用作溶剂。在这种情况下，必须考虑额外的脱水过程以从异丙醇/水共沸物中除去水。这样的过程包括用第三物质(苯、环己烷等)蒸馏、变压蒸馏(PSD)(这是表示在两种不同压力下蒸馏的术语)、变温吸附(TSA)(这是表示按温度调节的吸附的术语)或变压吸附(PSA)(这是表示按压力调节的吸附的术语)或渗透蒸发。
所得丁醇(在本情况下是正丁醇)本身在根据本发明的方法和设施中以准纯形式产生。“准纯”是指在所涉液相中至少98重量％，尤其是至少98.5重量％或99重量％的丁醇含量(或最多2重量％，尤其是最多1.5重量％或2重量％的杂质含量)。
在本文中，为了简洁起见，可以用术语“IBea”混合物或简单地用术语“IBea”表示异丙醇、丁醇、乙醇和丙酮在水中的混合物。
实施例
实施例1(对比)
这一实施例对应于根据图1的设施的实施。
图1中所示的分离设施将从“上游”到“下游”进行描述，根据发酵醪液和提取的产物经过该设施的总流动方向理解这些术语。
醪液1在约8至30g/L的IBea混合物浓度和34至37℃的温度下从发酵段(未示出)到达。
第一塔I，通常被称为醪塔，将醪液1预浓缩至约60重量％的IBea，其以浓缩IBea混合物的料流2的形式出现在塔顶部，并在塔底部除去约97％至99％的进水。在塔I底部的这种水3含有50至1000重量ppm的IBea，并被称为“Vinasse(酒糟)”。常规上，这种塔I基本在大气压下运行，并且也可以在最多3巴绝对压力下运行。其具有10至20个理论塔板。其代表整个分离方法(这一术语是指在如图1所示的设施中实施的方法)的蒸汽消耗的约70％至90％。根据其压力，塔I在约100至140℃的温度范围内运行(冷凝器除外)。可以将原料/流出物交换器安置在该塔I上以预热原料(醪液1)。最初在34-37℃下的这种原料在经过原料/流出物交换器e1之后在70至85℃的温度下回到塔I。
被称为丙酮塔的第二塔II的作用是除去丙酮，丙酮在此被认为是杂质。常规上，该塔基本在大气压下运行，并且也可以在最多3巴绝对压力下运行。其包括30至50个理论塔板。它代表整个分离方法的蒸汽消耗的约2％至6％。料流2进入塔II。丙酮料流4在顶部离开该塔，且贫丙酮料流5在底部离开该塔。
被称为异丙醇-丁醇塔的第三塔III在顶部产生异丙醇/水共沸物，即料流6，其也包含作为次要化合物随醪液进入的少量乙醇。这种共沸物的组成是11至15重量％的水。在塔的底部，获得具有接近水/正丁醇共沸物的组成的料流，即约50％/50％(重量)的组成，这是料流7。在此，这种塔III在大气压下运行，并且该塔在顶部具有1.5巴绝对压力的压力。其包括30至70个理论塔板；在这一实施例中，存在50个理论塔板。在这些压力条件下，在冷凝器c3处开始对塔板进行编号，在特定于于该塔的三相运行模式的塔板下，观察到在塔板27至50之间的气/液/液三相区。这种塔III代表整个分离方法的蒸汽消耗的约7％至15％。
最后两个塔IV和V是耦合的：它们构成适用于水/正丁醇二元体系的非均相共沸蒸馏系统，其原理是已知的。在水塔IV的底部，获得包含在非均相共沸物中的水(料流8)，并且在丁醇塔V的底部，获得纯度可为98至99.5重量％的正丁醇(料流9)。这两个塔基本在大气压下运行，并且可高达2巴绝对压力。这两个塔IV和V具有7至15个理论塔板。水塔IV代表整个分离方法的蒸汽消耗的1％至3％，且丁醇塔V代表整个分离方法的4％至8％。
所有塔I至V以蒸馏塔的已知方式配备有：
-在塔顶的冷凝器c1、c2、c3、c4，最后一个冷凝器c4是塔IV和V共用的，
-和在塔底部的再沸器r1、r2、r3、r4、r5，用于加热塔的底部料流。以已知的方式，这些再沸器可选自以下再沸器：立式热虹吸再沸器、釜式再沸器、炉式再沸器或“单流式”再沸器(“once-through”reboiler)，
-和任选地，在冷凝器c1至c4下游的回流罐b1、b2、b3、b4。
如所述的整个分离方法的蒸汽消耗为12至50MJ蒸汽/kg IBea不等。其取决于初始原料1(即发酵后回收的醪液)的IBea浓度，以及该设施的各种设计选择(塔运行的工作条件，在塔板数、进料位置等方面的塔设计)。
在异丙醇塔III和丁醇塔V的能量消耗方面：
-异丙醇塔III的冷凝器c3需要在约80℃的温度下排出1.43MJ/kg IBea的可用热量，
-该同一个塔III的再沸器r3以再沸蒸汽的形式消耗1.48MJ/kg IBea的热量，
-丁醇塔V以再沸蒸汽的形式消耗0.9MJ/kg IBea的热量(再沸器r5)。在所考虑的运行压力下在约120℃的热水平下需要该热量。
实施例2(根据本发明)
这一实施例对应于根据图2的设施的实施，其修改和改进图1的设施。仅详细描述/指定的特征是与图1的设施方案不同的那些特征，其它都相同。
根据这一实施例2，从异丙醇-丁醇塔III向丁醇塔V添加热传递。为了实现这一点，增加塔III的压力：选择在4至7巴绝对压力之间的压力下，并且更具体地，在此在约5.5巴绝对压力下(在塔顶部测量)运行该塔，而非在大气压下运行。这种压力增加导致塔III的运行温度增加。因此，塔顶部温度增加至至少120℃，尤其是高达125℃至130℃，而在根据实施例1的接近大气压的标准运行下，同一温度仅为约80℃。在塔的顶部，必须排出热能，并且随着这种温度增加，要在塔III的冷凝器c3中从顶部流出物中排出的热能的量接近或甚至略高于在大气压下在约120℃下运行的丁醇塔V的再沸器r5处要供应的热能的量。
通过提高塔III顶部的温度，可以将该塔III的冷凝器c3处排出的热量通过新的热连接T传递到在接近大气压的压力下在约120℃下运行的丁醇塔的再沸器r5。因此只需要一个交换器，由这两个塔共用，既构成塔III的冷凝器c3又构成塔V的再沸器r5，它们可以组装为单个装置c3+r5。因此，两个装置(异丙醇-丁醇塔III的冷凝器和丁醇塔V的再沸器)被单个热交换器替代，并且可以省去与塔5的再沸器r5相关联的蒸汽生成装置。
如果在塔III处要排出的热量并非严格等于要供应给塔V的热量，有许多选择：
-如果该量更高，在塔III的顶部添加附加冷凝器c3’(例如，被称为“调温冷却器(trim cooler)”的类型的冷却器)，其将小于塔顶部的初始冷凝器c3，因为与实施例1的冷凝器c3相比，需要排出的热量更少。实施例2和图2代表这种情况。来自III的全部顶部料流6进入共用交换器c3+r5，其合并了塔III的冷凝器c3和塔V的再沸器r5。离开这一共用交换器的热流出物进入附加冷凝器c3’。在这一冷凝器c3’的出口处，料流被一分为二：一部分作为回流返回塔III中；剩余部分，即馏出物，作为产物离开该方法。
-如果该量更低，必须在塔V的再沸器r5处提供蒸汽补充，且因此必须使用加热装置(图中未示出)以产生蒸汽；但是，这种补充仍然明显低于在两个塔之间没有这种热传递时所需的蒸汽量；因此将可以使用小得多的加热装置(炉式)，其加热能力比实施例1的情况中低得多。
令人惊讶地，已经发现，增加塔III的压力提供另一个优点：在大气压下，由于异丙醇/正丁醇/水三元体系的存在，在该塔中存在液/液分离区。这种类型的液/液/气三相区通常需要安装特定的塔内件，其比常规蒸馏塔板更昂贵并且在实施上更复杂。通过根据本发明增加压力，三相分离区从塔中消失，且因此该塔可以用常规内件，如浮阀塔板或多孔塔板、散装或规整填料运行，由此使得可以进一步减少设施投资。
在异丙醇-丁醇塔III和丁醇塔V的能量消耗方面：
-这种第三塔III的冷凝器c3需要排出1.44MJ/kg IBea的热量，可在129.5℃的温度下获得；相对于实施例1的这种温度升高是塔的运行压力升高的结果。
第五塔V，即丁醇塔V需要在119.5℃的热水平下0.9MJ/kg IBea的蒸汽形式的再沸热。塔III的冷凝器和塔V的沸腾器之间的热传递因此成为可能。在此，将必须在异丙醇-丁醇塔III的冷凝器c3的水平处排出1.44–0.9＝0.54MJ/kg IBea(而非根据实施例1的1.43MJ/kg IBea)：要排出的热量小于实施例1的情况，并且该装置将更小。最后，要供应给异丙醇塔III的再沸器r3的热量为1.71MJ/kg而非1.48MJ/kg，对应于0.23MJ/kg的增加(由于压力增加)。
下表1总结了根据实施例1和实施例2的塔III和V的能量数据，并详细给出所得能量增益的计算：
表1
通过比较关于塔III和V的能量运行的这些数据，证实通过本发明同时实现以下增益：
-在从塔III中排出热量的能量方面，排出热量的增益G2为0.89MJ/kg IBea，这对应于(0.89/1.43x 100＝)62％的冷却能量消耗减少；
-并且在供应给塔V的能量方面，供应热量的增益G1为0.67MJ/kg IBea，这对应于(0.67/2.38x 100＝)28％的加热能量消耗减少。
因此可以看出，总体而言，相对于这两个塔的常规使用，根据本发明在这两个蒸馏塔之间的热传递在冷却方面(消耗显著减少超过一半)和在加热方面(显著减少至少20％)都最终带来显著能量增益，而不需要装置方面的任何显著额外成本。通过将冷凝器c3和再沸器r5合并在单个装置中并且要在附加冷凝器c3’(“调温冷却器(trimcooler)”)处排出的热量降低62％，根据本发明的实施例2的这种附加冷凝器c3’是/可以明显小于实施例1的冷凝器c3。应该指出，如上文早前所述，根据所遇到的具体情况，这种附加冷凝器的添加仍然是任选的。
Claims (15)
1.一种从初始混合物(1)中提取醇的方法，所述初始混合物(1)在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和/或丙酮，所述方法包括一系列分离操作，包括：
-由至少一个被称为异丙醇-丁醇塔(III)并在顶部配备有冷凝器(c3)的蒸馏塔进行的蒸馏分离，并且其旨在将所述初始混合物或衍生自所述初始混合物的混合物分离成在顶部的水-异丙醇共沸物料流(6)和在底部的水-丁醇共沸物料流(7)，
-旨在将所述水-丁醇共沸物料流分离成水和丁醇的蒸馏分离，其由非均相共沸蒸馏系统进行，所述系统包括至少一个被称为水塔(IV)的水回收塔和至少一个被称为丁醇塔(V)并配备有再沸器(r5)的丁醇(9)回收塔，
其特征在于，从进入异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)的冷凝器的顶部水-异丙醇共沸物料流(6)向进入丁醇塔(V)的再沸器的料流进行热传递。
2.如前一项权利要求中所述的方法，其特征在于，通过塔(III、V)二者共用的热交换器(c3+r5)进行热传递，所述热交换器(c3+r5)合并所述冷凝器(c3)和所述再沸器(r5)。
3.如前述权利要求之一中所述的方法，其特征在于，调节所述异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)的运行以在所述塔中保持液/气两相混合物，尤其是通过施加至少120℃的温度和/或至少3巴绝对压力的压力。
4.如前述权利要求之一中所述的方法，其特征在于，将所述异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)的压力调节到至少3巴绝对压力，尤其是至少4巴绝对压力，优选最多10巴绝对压力，尤其是最多7巴绝对压力，尤其是4.5至6.5巴绝对压力的值。
5.如前述权利要求之一中所述的方法，其特征在于，所述异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)和所述丁醇塔(IV)在选择的温度下运行，以使来自所述异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)的顶部水-异丙醇共沸物料流(6)处于比离开所述丁醇塔(V)底部的料流的温度T2高至少8℃，尤其是至少10℃的温度T1。
6.如前述权利要求之一中所述的方法，其特征在于，所述异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)和所述丁醇塔(V)在选择的温度下运行，以使来自所述异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)的顶部水-异丙醇共沸物料流(6)处于至少120℃，尤其是最多140℃的温度T1。
7.如前述权利要求之一中所述的方法，其特征在于，所述初始混合物(1)还包含乙醇，并且由至少所述异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)进行的蒸馏分离旨在将所述混合物或衍生自所述初始混合物的混合物分离成在顶部的水-异丙醇-乙醇共沸物料流(6)和在底部的水-丁醇共沸物料流(7)。
8.如前述权利要求之一中所述的方法，其特征在于，向进入丁醇塔(V)的料流的热传递为进入丁醇塔(V)的再沸器(r5)的料流提供运行所述塔所需的全部热量。
9.如权利要求1至7之一中所述的方法，其特征在于，向进入丁醇塔(V)的料流的热传递为进入丁醇塔(V)的料流提供运行所述塔所需的一部分热量，其余热量由另一热源，尤其是由外部蒸汽源供应。
10.如权利要求1至7之一中所述的方法，其特征在于，向进入丁醇塔(V)的料流的热传递提供的热量多于进入丁醇塔(V)的再沸器(r5)的料流运行所述塔所需的热量，并且添加用于排出过量的热量的冷却器(c3’)。
11.如前述权利要求之一中所述的方法，其特征在于，其包括用于分离初始混合物(1)的以下一系列操作，所述初始混合物(1)在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和丙酮：
-(a)通过在醪塔(I)中进行的蒸馏分离所述混合物，并且其旨在从水相中除去至少一部分水，以得到浓缩混合物(2)，
-(b)通过在被称为丙酮塔(II)的塔中进行的蒸馏分离获自步骤(a)的浓缩混合物，并且其旨在从所述浓缩混合物(2)中至少部分分离丙酮，以得到贫丙酮的浓缩混合物(5)，
-(c)由至少一个被称为异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)的塔进行的蒸馏分离，并且其旨在将步骤(b)中获得的贫丙酮的浓缩混合物分离成在顶部的水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流(6)和在底部的水-丁醇共沸物料流(7)，
-(d)旨在将步骤(c)中获得的水-丁醇共沸物料流分离成水和丁醇的蒸馏分离，其由非均相共沸蒸馏系统进行，所述系统包括至少一个被称为水塔(IV)的水回收塔和至少一个被称为丁醇塔(V)的丁醇回收塔。
12.如前述权利要求之一中所述的方法，其特征在于，在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和/或丙酮的初始混合物(1)是通过含糖液，尤其是衍生自木质纤维素生物质的含糖液在微生物作用下的发酵获得的醪液，所述微生物尤其获自产溶剂菌株，优选选自以下微生物中的至少一种：细菌，尤其是梭菌属的细菌、大肠杆菌，酵母，尤其是酿酒酵母类型的酵母。
13.如前述权利要求之一中所述的方法，其特征在于，所述初始混合物(1)组合两种或更多种具有不同组成的混合物，各混合物在水相中包含一种或多种醇，尤其是两种或更多种通过含糖液发酵而得的不同醪液。
14.一种用于从初始混合物(1)中提取醇的设施，所述初始混合物(1)在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和/或丙酮，所述设施包括一系列分离段，包括：
-由至少一个被称为异丙醇-丁醇塔(III)并在顶部配备有冷凝器(c3)的蒸馏塔进行的蒸馏分离的段，并且所述蒸馏分离旨在将所述初始混合物或衍生自所述初始混合物的混合物分离成在顶部的水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流(6)和在底部的水-丁醇共沸物料流(7)，
-旨在将所述水-丁醇共沸物料流(7)分离成水和丁醇且由非均相共沸蒸馏系统进行的蒸馏分离的段，所述系统包括至少一个被称为水塔的水(8)回收塔和至少一个被称为丁醇塔并配备有再沸器(r5)的丁醇(9)回收塔，
其特征在于，所述设施包括异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)和丁醇塔(V)共用的热交换器以及任选的附加冷凝器(c3’)，并且所述热交换器确保从进入冷凝器(c3)的来自异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)的顶部水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流(6)向进入丁醇塔(V)的再沸器(r5)的料流的热传递，异丙醇-丁醇蒸馏塔(III)和丁醇塔(V)二者共用的所述热交换器合并所述冷凝器(c3)和所述再沸器(r5)，所述附加冷凝器(c3’)在异丙醇-丁醇塔(III)的顶部以用于排出顶部水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流(6)的过量热量。
15.如权利要求14中所述的设施，其特征在于，其包括用于分离初始混合物的以下一系列段，所述初始混合物在水相中包含包括至少异丙醇和丁醇的醇以及任选的乙醇和丙酮：
-(a)用于通过蒸馏分离所述混合物的段，其包括至少一个醪塔(I)并且旨在从水相中除去至少一部分水，以得到浓缩混合物，
-(b)用于通过蒸馏分离步骤(a)的浓缩混合物的段，其包括至少一个被称为丙酮塔(II)的塔并且旨在从所述浓缩混合物中分离丙酮，以得到贫丙酮的浓缩混合物，
-(c)所述蒸馏分离段，其包括至少一个被称为异丙醇-丁醇塔(III)的蒸馏塔并且旨在将步骤(b)中获得的贫丙酮的浓缩混合物分离成在顶部的水-异丙醇或水-异丙醇-乙醇共沸物料流和在底部的水-丁醇共沸物料流，
-(d)旨在将步骤(c)中获得的水-丁醇共沸物料流分离成水和丁醇的所述蒸馏分离段，其包括至少一个非均相共沸蒸馏系统，所述系统包括至少一个被称为水塔(IV)的水回收塔和至少一个被称为丁醇塔(V)的丁醇回收塔。
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