利用农林废弃物生产糠醛的系统及方法

摘要

利用农林废弃物生产糠醛的系统及方法，通过两步法生产糠醛，包括水解系统和脱水蒸馏系统，其中水解系统包括N级相互串联的水解单元，用于对农林废弃物进行连续水解，生成戊糖溶液；脱水蒸馏系统包括脱水蒸馏单元和脱水回收单元，脱水蒸馏单元将所述戊糖溶液进行脱水蒸馏得到糠醛蒸汽，脱水回收单元包括至少一级脱水反应器，用于将脱水蒸馏后的溶液进一步进行脱水反应生成糠醛蒸汽，并送回至脱水反应蒸馏塔继续蒸馏；其中脱水回收单元产生的废水送回水解系统实现了废水的零排放。本发明糠醛产率高，能耗低，无废水排放，反应条件温和，水解后的废渣中的纤维素和木质素基本未破坏，可作为生产乙醇的原料。

权利要求

1.一种利用农林废弃物生产糠醛的系统，其特征是：所述系统包括：

水解系统，包括N级相互串联的水解单元，用于对农林废弃物进行连续水解，生成戊糖溶液；以及脱水蒸馏系统，包括脱水蒸馏单元，所述脱水蒸馏单元至少包括一个脱水反应蒸馏塔，用于将所述戊糖溶液进行脱水蒸馏得到糠醛蒸汽；

其中，N为大于等于2的整数，所述每一级水解单元分别包括相互串联的一个水解装置和一个固液分离装置，对所述农林废弃物进行水解并对水解后的固液混合物进行固液分离生成含有戊糖的水解酸液和固体物，其中每一级的水解单元至少包括：一个固体入口，位于所述水解装置上，接受上一级水解单元送来的所述固体物，其中第一级水解单元的固体入口接受所述农林废弃物；

一个液体入口，位于所述水解装置上，接受下一级水解单元送来的水解酸液，其中最后一级水解单元的液体入口接受外部加入的水解酸液；

一个液体出口，位于所述固液分离装置上，排出所述含有戊糖的水解酸液至上一级水解单元的液体入口，其中第一级水解单元的液体出口排出的水解酸液即为所述水解系统生成的含有戊糖的水解酸液；

一个固体出口，位于所述固液分离装置上，排出所述固体物至下一级水解单元的固体入口，其中最后一级水解单元排出的固体物为纤维素渣。

2.如权利要求1所述的系统，其特征是：所述脱水蒸馏系统还包括脱水回收单元，与所述脱水反应蒸馏塔相连接，所述脱水回收单元包括至少一级脱水反应器，对所述脱水反应蒸馏塔塔底排出的含有戊糖的废水进一步进行脱水反应，所生成糠醛蒸汽送回至所述脱水反应蒸馏塔。

3.如权利要求2所述的系统，其特征是：每一级所述脱水反应器的顶部至少设有一个戊糖溶液入口、一个醛汽出口、一个蒸汽入口，底部至少设有一个废液出口，上一级脱水反应器的废液出口和蒸汽入口分别与下一级脱水反应器的戊糖溶液入口和醛汽出口相连接；

第一级脱水反应器的戊糖溶液入口连接所述脱水反应蒸馏塔塔底。

4.如权利要求3所述的系统，其特征是：最后一级脱水反应器的废液出口连接到所述水解系统的最后一级水解单元，将所述脱水蒸馏系统产生的含有催化剂的废水送回所述水解系统作催化剂使用。

5.如权利要求4所述的系统，其特征是：所述脱水回收单元还包括与所述最后一级脱水反应器连接的加热装置，用于给所述最后一级脱水反应器供热，并通过在最后一级脱水反应器中产生的糠醛蒸汽将热量逐级上行送至每一级所述脱水反应器，并最终送给所述脱水反应蒸馏塔。

6.如权利要求5所述的系统，其特征是：所述脱水反应器为带加热夹套及搅拌装置的蒸馏釜；所述加热装置为一个脱水再沸器，将最后一级脱水反应器排出的废水的一部分加热为蒸汽，并送回所述最后一级脱水反应器。

7.如权利要求4-6任一所述的系统，其特征是：所述脱水反应蒸馏塔与所述第一级脱水反应器之间设置有位差，所述每相邻的二级脱水反应器之间设置有位差，所述脱水反应蒸馏塔位置最高，所述最后一级脱水反应器位置最低。

8.如权利要求3-6中任意一项所述的系统，其特征是：所述脱水反应蒸馏塔的废液出口高于所述第一级脱水反应器的戊糖溶液入口，所述每相邻的二级脱水反应器中上一级的废液出口高于下一级的戊糖溶液入口。

9.如权利要求1-6中任意一项所述的系统，其特征是：所述脱水蒸馏单元还包括与所述脱水反应蒸馏塔塔顶连接的一个冷凝器和一个低压分相器，所述脱水反应蒸馏塔产生的醛汽输送到所述冷凝器，所述冷凝器冷凝得到的粗醛被输送到所述低压分相器中被分离为醛相及水相，所述水相返回到所述脱水反应蒸馏塔继续蒸馏。

10.如权利要求9所述的系统，其特征是：所述低压分相器的压力与所述脱水反应蒸馏塔中压力相同。

11.如权利要求9所述的系统，其特征是：所述脱水蒸馏系统后面还连接精馏系统，对所述低压分相器分离出的醛相进一步进行精制生成糠醛；所述精馏系统的废液出口连接到所述最后一级水解单元的液体入口，将废液送回所述水解系统作为水解催化剂的稀释剂使用。

12.如权利要求2-6中任意一项所述的系统，其特征是：在水解系统中设置2-5级相互串联的水解单元，在所述脱水回收单元中设置2-5级相互串联的脱水反应器。

13.如权利要求1-6中任意一项所述的系统，其特征是：所述水解装置为带有加热和加酸装置且能进行固液混合的机械设备。

14.如权利要求13所述的系统，其特征是：所述水解装置可以为水解滚筒、蒸球或螺旋搅龙。

15.如权利要求14所述的系统，其特征是：所述水解滚筒的加酸装置为至少一根喷淋管。

16.如权利要求15所述的系统，其特征是：所述水解滚筒与水平面之间呈倾斜放置，倾斜的角度小于20度。

17.如权利要求13、14或15所述的系统，其特征是：所述水解滚筒之间有依次设置的位差，第一级所述水解滚筒最高，最后一级所述水解滚筒最低。

18.如权利要求13、14或15所述的系统，其特征是：所述水解滚筒之间无位差，各级所述水解滚筒之间通过输送装置进行物料的输送。

19.如权利要求1-6中任意一项所述的系统，其特征是：所述固液分离装置可以为三辊压榨机、板框压滤机、离心机、液压压榨机或过滤设备。

20.如权利要求4-6中任意一项或所述的系统，其特征是：所述最后一级脱水反应器中温度为130-200℃，随着所述脱水反应器级数的减小，所述脱水反应器内温度减小，温差为

3-15℃，所述第一级脱水反应器内温度比所述脱水反应蒸馏塔内温度高3-15℃。

21.如权利要求1-6中任意一项所述的系统，其特征是：水解系统中农林废弃物的绝干重量与水解酸液的重量之比为1∶3-1∶15。

22.如权利要求1-6或13-15中任意一项所述的系统，其特征是：所述农林废弃物包括以下物质的一种或几种：麦秸、稻秸、玉米芯、甘蔗渣、葵花籽壳、棉柴、棉籽壳、麦秆、稻壳、阔叶材。

23.如权利要求1所述的系统，其特征是：所述最后一级水解单元排出的固体物为可以生产乙醇的纤维素渣。

24.一种利用农林废弃物生产糠醛的方法，采用如权利要求1-23中任意一项所述的系统，其特征在于：所述方法包括以下步骤：a.水解步骤：将所述农林废弃物在N级相互串联的水解单元中进行水解，得到含有戊糖的水解酸液；

b.脱水蒸馏步骤：将所述含有戊糖的水解酸液在所述脱水反应蒸馏塔中进行脱水蒸馏生成糠醛蒸汽；

其中，N为大于等于2的整数，所述步骤a进一步包括：将第n-1级水解单元生成的固体物送入第n级水解单元的水解装置中继续水解，使之与第n+1水解单元送来的水解酸液充分混合水解；对第n级水解后的固液混合物进行固液分离生成第n级水解酸液和第n级固体物；将所述第n级水解酸液送至第n-1级水解单元；将所述第n级固体物送至第n+1级水解单元；其中，2≤n≤N且n为整数；

其中，第一级水解单元的水解装置中新加入的固体物是所述农林废弃物，第一级排出的水解酸液即所述水解步骤生成的含有戊糖的水解酸液；最后一级水解单元的水解酸液来自于外部新加入的含有催化剂的水解酸液，最后一级水解单元排出的固体物为纤维素渣。

25.如权利要求24所述的方法，其特征是：所述方法在步骤b之后还包括脱水回收步骤：将所述脱水蒸馏塔塔底排出的溶液送至所述脱水回收单元，将其中的戊糖进行至少一级的脱水反应生成糠醛蒸汽，然后送回至所述脱水反应蒸馏塔继续参与蒸馏。

26.如权利要求25所述的方法，其特征在于：所述脱水回收步骤进一步包括：

对完成蒸馏后逐级下行的所述溶液进行至少一级脱水反应，上一级脱水反应器产生的废液送至下一级脱水反应器，而下一级脱水反应器产生的糠醛蒸汽送至上一级脱水反应器，所述第一级脱水反应器产生的糠醛蒸汽送回至所述脱水反应蒸馏塔继续参与脱水蒸馏。

27.如权利要求26所述的方法，其特征是：所述脱水回收步骤还包括一个加热步骤，只对最后一级所述脱水反应器进行供热，通过逐级上行的所述糠醛蒸汽将热量逐级送至每一级所述脱水反应器，并最终送给所述脱水反应蒸馏塔。

28.如权利要求24-27中任意一项所述的方法，其特征是：所述步骤b还包括一个废水回收步骤，将所述最后一级脱水反应器的废液作为催化剂或配酸组分送回至所述水解系统，实现所述糠醛制备系统的废水零排放。

29.如权利要求24-27中任意一项所述的方法，其特征是：所述步骤b还包括：将所述脱水蒸馏生成的糠醛蒸汽从蒸馏塔顶部排出，然后冷凝为粗醛，再将所述粗醛低压分相为醛相及水相，所述水相返回到所述脱水反应蒸馏塔继续蒸馏。

30.如权利要求29所述的方法，其特征是：所述低压分相的压力与脱水反应蒸馏塔中的压力相同。

31.如权利要求24所述的方法，其特征是：所述脱水蒸馏步骤后面还包括精馏步骤，对所述醛相进一步进行精制生成糠醛；精馏产生的废液送回到所述水解系统作为水解催化剂的稀释剂使用。

32.如权利要求24-26中任意一项所述的方法，其特征是：每一级所述水解装置的水解温度为80-100℃，水解反应时间为1-5个小时。

33.如权利要求27所述的方法，其特征是：所述最后一级脱水反应器被加热至

130-200℃，随着所述脱水反应器级数的减小，所述脱水反应器内温度减小，温差为3-15℃，所述第一级脱水反应器内温度比所述脱水反应蒸馏塔内温度高3-15℃。

34.如权利要求24-27中任意一项所述的方法，其特征是：在所述水解步骤之前还包括对所述农林废弃物进行切割和清洗的步骤。

35.如权利要求24-27中任意一项所述的方法，其特征在于：从所述最后一级水解单元的水解装置内排出的废渣为制作乙醇的原料。

说明书

利用农林废弃物生产糠醛的系统及方法

技术领域

[0001] 本发明属于糠醛生产制备领域，尤其涉及一种利用农林废弃物生产糠醛的系统及方法。

背景技术

[0002] 糠醛，又名呋喃甲醛，它有呋喃环上的两个双键和一个醛基，这种独特的化学结构，可以使其发生氧化、氢化、氯化、硝化及缩合等反应，生成很多化工产品，所以被广泛地应用于农药、医药、石化、食品添加剂、铸造等多个生产领域。

[0003] 糠醛是以富含戊聚糖的植物纤维，如玉米芯，甘蔗渣，稻草，玉米秸，棉子壳，稻壳等为原料生产的，其原理为植物纤维中戊聚糖首先被水解成戊糖，然后戊糖脱水生成糠醛，即

[0004]

[0005] 戊聚糖 戊糖

[0006]

[0007] 戊糖 糠醛

[0008] 目前世界上糠醛的生产工艺方法主要分为一步法和二步法。一步法是戊聚糖水解和戊糖脱水生成糠醛两步反应在同一个反应器内一次完成；一步法存在的主要缺点是蒸汽消耗量大，糠醛收率低(≤55％)，产生大量的废液废渣等诸多缺点。两步法是原料中的戊聚糖水解成戊糖(木糖)及戊糖脱水生成糠醛的过程是在至少两个不同的反应器内完成的；较之一步法，两步法克服了现有糠醛生产原料转化率低、产生工艺废水难以治理、糠醛渣利用价值低等难题。随着糠醛工业的发展，以及原料综合利用要求的提高，发展两步法糠醛生产工艺，分离原料中的纤维素和半纤维素并分别加以利用，是糠醛工业的必然发展趋势。但是二步法往往工艺流程相对复杂，先期投入大，脱水工艺条件不十分成熟，目前普及起来存在诸多困难。

[0009] 英国专利GB850367公开了一种植物性物质的处理方法，将水解釜内壁上的填料篮中装满原料后，通入蒸汽对水解釜进行加热，然后通过喷淋管向原料喷淋酸液，水解产生的含有戊糖、糠醛的混合液经过收集器、蒸发装置进入蒸馏塔，其中部分戊糖溶液从蒸发装置、蒸馏塔底部通过中间体收集器进入反应罐；在蒸馏塔中含有戊糖的水溶液、粗糠醛、废酸液经过分离分别从所述蒸馏塔的不同位置排出，其中所述含有戊糖的水溶液和废酸液经过相应接收器进入收集器中，通过调整浓度和pH值后送入所述反应釜中的喷淋管，通过喷淋管的喷淋参与水解反应，所述粗糠醛与反应罐中产生的粗糠醛合并后进入糠醛精制过程。该专利中公开的处理植物性物质生产糠醛的方法，从形式上看为两步法，即植物性物质的水解和戊糖的脱水在不同的反应器中进行，但实际上在第一步水解时已经产生了较多的糠醛，这就意味着植物性物质水解时的温度和压力高，水解程度深，因此破坏了水解后固体原料中的纤维素和木质素，不利于其下一步的综合利用。除此之外，该专利中公开的技术方案还存在以下缺点：

[0010] (1)仅采用一个反应罐进行戊糖的脱水反应，戊糖转化不完全；

[0011] (2)糠醛生产过程中的酸液及含有戊糖的水溶液经过调节pH值和浓度后，被送回至水解釜中参与反应，由此充分说明经过水解、脱水等步骤后还有未反应的戊糖，因此戊糖转化不充分；

[0012] (3)该专利文献中公开了催化剂即挥发性有机酸的循环，然而所述有机酸的循环只是在植物性物质水解过程中酸的循环，在戊糖脱水过程中却添加了新的无机酸即硫酸作为脱水反应的催化剂，在该专利文献中对反应后硫酸及废水的处理并没有提及，因此该专利中并非所有酸和废水都得到循环利用。

发明内容

[0013] 为此，本发明所要解决的首要技术问题在于提出一种糠醛产率高的二步法生产糠醛的方法和系统。

[0014] 其次，本发明所要解决的技术问题在于提出一种催化剂和废水可以循环使用的二步法生产糠醛的方法和系统。

[0015] 再次，本发明所要解决的技术问题在于提出一种能耗低、反应条件温和的二步法生产糠醛的方法和系统。

[0016] 为达到上述目的，本发明的一种利用农林废弃物生产糠醛的系统，所述系统包括：

[0017] 水解系统，包括N级相互串联的水解单元，用于对农林废弃物进行连续水解，生成戊糖溶液；以及

[0018] 脱水蒸馏系统，包括脱水蒸馏单元，所述脱水蒸馏单元至少包括一个脱水反应蒸馏塔，用于将所述戊糖溶液进行脱水蒸馏得到糠醛蒸汽；

[0019] 其中，N为大于等于2的整数。

[0020] 所述每一级水解单元分别包括相互串联的一个水解装置和一个固液分离装置，对所述农林废弃物进行水解并对水解后的固液混合物进行固液分离生成含有戊糖的水解酸液和固体物，其中每一级的水解单元至少包括：

[0021] 一个固体入口，位于所述水解装置上，接受上一级水解单元送来的所述固体物，其中第一级水解单元的固体入口接受所述农林废弃物；

[0022] 一个液体入口，位于所述水解装置上，接受下一级水解单元送来的水解酸液，其中最后一级水解单元的液体入口接受外部加入的水解酸液；

[0023] 一个液体出口，位于所述固液分离装置上，排出所述含有戊糖的水解酸液至上一级水解单元的液体入口，其中第一级水解单元的液体出口排出的水解酸液即为所述水解系统生成的含有戊糖的水解酸液；

[0024] 一个固体出口，位于所述固液分离装置上，排出所述固体物至下一级水解单元的固体入口，其中最后一级水解单元排出的固体物为纤维素渣。

[0025] 所述脱水蒸馏系统还包括脱水回收单元，与所述脱水反应蒸馏塔相连接，所述脱水回收单元包括至少一级脱水反应器，对所述脱水反应蒸馏塔塔底排出的含有戊糖的废水进一步进行脱水反应，所生成糠醛蒸汽送回至所述脱水反应蒸馏塔。

[0026] 每一级所述脱水反应器的顶部至少设有一个戊糖溶液入口、一个醛汽出口、一个蒸汽入口，底部至少设有一个废液出口，上一级脱水反应器的废液出口和蒸汽入口分别与下一级脱水反应器的戊糖溶液入口和醛汽出口相连接；所述第一级脱水反应器的戊糖溶液入口连接所述脱水反应蒸馏塔塔底。

[0027] 所述最后一级脱水反应器的废液出口连接到所述水解系统的最后一级水解单元，将所述脱水蒸馏系统产生的含有催化剂的废水送回所述水解系统作催化剂使用。

[0028] 所述脱水回收单元还包括与所述最后一级脱水反应器连接的加热装置，用于给所述最后一级脱水反应器供热，并通过在最后一级脱水反应器中产生的糠醛蒸汽将热量逐级上行送至每一级所述脱水反应器，并最终送给所述脱水反应蒸馏塔。

[0029] 所述脱水反应器为带加热夹套及搅拌装置的蒸馏釜；所述加热装置为一个脱水再沸器，将最后一级脱水反应器排出的废水的一部分加热为蒸汽，并送回所述最后一级脱水反应器。

[0030] 所述脱水反应蒸馏塔与所述第一级脱水反应器之间设置有位差，所述每相邻的二级脱水反应器之间设置有位差，所述脱水反应蒸馏塔位置最高，所述最后一级脱水反应器位置最低。

[0031] 所述脱水反应蒸馏塔的废液出口高于所述第一级脱水反应器的戊糖溶液入口，所述每相邻的二级脱水反应器中上一级的废液出口高于下一级的戊糖溶液入口。

[0032] 所述脱水蒸馏单元还包括与所述脱水反应蒸馏塔塔顶连接的一个冷凝器和一个低压分相器，所述脱水反应蒸馏塔产生的醛汽输送到所述冷凝器，所述冷凝器冷凝得到的粗醛被输送到所述低压分相器中被分离为醛相及水相，所述水相返回到所述脱水反应蒸馏塔继续蒸馏。

[0033] 所述低压分相器的压力与所述脱水反应蒸馏塔中压力相同。

[0034] 所述脱水蒸馏系统后面还连接精馏系统，对所述低压分相器分离出的醛相进一步进行精制生成糠醛；所述精馏系统的废液出口连接到所述最后一级水解单元的液体入口，将废液送回所述水解系统作为水解催化剂的稀释剂使用。

[0035] 在水解系统中设置2-5级相互串联的水解单元，在所述脱水回收单元中设置2-5级相互串联的脱水反应器。

[0036] 所述水解装置为带有加热和加酸装置且能进行固液混合的机械设备。

[0037] 所述水解装置为水解滚筒、蒸球或螺旋搅龙。

[0038] 所述水解滚筒的加酸装置为至少一根喷淋管。

[0039] 所述水解滚筒与水平面之间呈倾斜放置，倾斜的角度小于20度。

[0040] 所述水解滚筒之间有依次设置的位差，第一级所述水解滚筒最高，最后一级所述水解滚筒最低。

[0041] 所述水解滚筒之间无位差，各级所述水解滚筒之间通过输送装置进行物料的输送。

[0042] 所述固液分离装置为三辊压榨机、板框压滤机、离心机、液压压榨机、或过滤设备。

[0043] 所述最后一级脱水反应器中温度为130-200℃，随着所述脱水反应器级数的减小，所述脱水反应器内温度减小，温差为3-15℃，所述第一级脱水反应器内温度比所述脱水反应蒸馏塔内温度高3-15℃。

[0044] 水解系统中农林废弃物的绝干重量与水解酸液的重量之比为1∶3-1∶15。

[0045] 所述农林废弃物包括以下物质的一种或几种：麦秸、稻秸、玉米芯、甘蔗渣、葵花籽壳、棉柴、棉籽壳、麦秆、稻壳、阔叶材。

[0046] 所述最后一级水解单元排出的固体物为生产乙醇的纤维素渣。

[0047] 一种利用农林废弃物生产糠醛的方法，包括以下步骤：

[0048] a.水解步骤：将所述农林废弃物在N级相互串联的水解单元中进行水解，得到含有戊糖的水解酸液；

[0049] b.脱水蒸馏步骤：将所述含有戊糖的水解酸液在所述脱水反应蒸馏塔中进行脱水蒸馏生成糠醛蒸汽；

[0050] 其中，N为大于等于2的整数。

[0051] 所述步骤a进一步包括：

[0052] 将第n-1级水解单元生成的固体物送入第n级水解单元的水解装置中继续水解，使之与第n+1级水解单元送来的水解酸液充分混合水解；对第n级水解后的固液混合物进行固液分离生成第n级水解酸液和第n级固体物；将所述第n级水解酸液送至第n-1级水解单元；将所述第n级固体物送至第n+1级水解单元；其中，2≤n≤N且n为整数；

[0053] 其中，第一级水解单元的水解装置中新加入的固体物是所述农林废弃物，第一级排出的水解酸液即所述水解步骤生成的含有戊糖的水解酸液；最后一级水解单元的水解酸液来自于外部新加入的含有催化剂的水解酸液，最后一级水解单元排出的固体物为纤维素渣。

[0054] 所述方法在步骤b之后还包括脱水回收步骤：

[0055] 将所述脱水蒸馏塔塔底排出的溶液送至所述脱水回收单元，将其中的戊糖进行至少一级的脱水反应生成糠醛蒸汽，然后送回至所述脱水反应蒸馏塔继续参与蒸馏。

[0056] 所述脱水回收步骤进一步包括：

[0057] 对完成蒸馏后逐级下行的所述溶液进行至少一级脱水反应，上一级脱水反应器产生的废液送至下一级脱水反应器，而下一级脱水反应器产生的糠醛蒸汽送至上一级脱水反应器，所述第一级脱水反应器产生的糠醛蒸汽送回至所述脱水反应蒸馏塔继续参与脱水蒸馏。

[0058] 所述脱水回收步骤还包括一个加热步骤，只对最后一级所述脱水反应器进行供热，通过逐级上行的所述糠醛蒸汽将热量逐级送至每一级所述脱水反应器，并最终送给所述脱水反应蒸馏塔。

[0059] 所述步骤b还包括一个废水回收步骤，将所述最后一级脱水反应器的废液作为催化剂或配酸组分送回至所述水解系统，实现所述糠醛制备系统的废水零排放。

[0060] 所述步骤b还包括：

[0061] 将所述脱水蒸馏生成的糠醛蒸汽从蒸馏塔顶部排出，然后冷凝为粗醛，再将所述粗醛低压分相为醛相及水相，所述水相返回到所述脱水反应蒸馏塔继续蒸馏。

[0062] 所述低压分相的压力与脱水反应蒸馏塔中的压力相同。

[0063] 所述脱水蒸馏步骤后面还包括精馏步骤，对所述醛相进一步进行精制生成糠醛；精馏产生的废液送回到所述水解系统作为水解催化剂的稀释剂使用。

[0064] 每一级所述水解装置的水解温度为80-100℃，水解反应时间为1-5个小时。

[0065] 所述最后一级脱水反应器被加热至130-200℃，随着所述脱水反应器级数的减小，所述脱水反应器内温度减小，温差为3-15℃，所述第一级脱水反应器内温度比所述脱水反应蒸馏塔内温度高3-15℃。

[0066] 在所述水解步骤之前还包括对所述农林废弃物进行切割和清洗的步骤。

[0067] 从所述最后一级水解单元的水解装置内排出的废渣为制作乙醇的原料。

[0068] 本发明的利用农林废弃物生产糠醛的方法及系统与现有技术相比具有以下优点：

[0069] (1)本发明提出了完善的二步法生产糠醛的方法及系统。实现了水解步骤和脱水步骤的完全分离，从而降低了水解反应和脱水反应的反应条件，并提高了糠醛的产率。

[0070] (2)戊糖转化率、糠醛得率高。在本发明的脱水蒸馏系统中，戊糖溶液分别在脱水蒸馏单元和脱水回收单元中进行脱水，能使未反应完全的戊糖溶液充分反应，提高了第一级脱水反应器中糠醛的浓度，从而提高了糠醛的产率；同时，在脱水蒸馏单元中经过低压分相得到的含有糠醛的水相再次送回至脱水蒸馏塔中进行分离，保证了生成的糠醛最大程度的被分离出来，本发明的糠醛产率比传统糠醛生产工艺提高了近20-40％，可高达65-85％。

[0071] (3)本发明的脱水蒸馏系统及精制系统中产生的废水被送回到水解系统中作为催化剂或催化剂的稀释液使用，达到了废水的零排放，彻底解决了糠醛生产产生的废水对外排放污染环境的问题。

[0072] (4)能耗低，节约能源，降低成本。由于该发明可以仅需一个供热装置就能达到较高的出醛率，如采用该发明技术，可极大程度降低生产成本；如采用本发明蒸馏塔顶部糠醛气体冷凝过程中的废热再利用的方法，又可以大大节约蒸汽的使用量，既降低了生产成本，同时也达到了节能环保的目的。

[0073] (5)此外，在本发明的水解装置中，反应条件温和(水解温度为80-100℃，压强为常压)，因此水解结束后得到的废渣中纤维素和木质素基本不被破坏，可以进行下一步的综合利用，如在发酵生产酒精时废渣不需要进行预处理就可直接与纤维素酶制剂进行发酵糖化，大大降低了酒精生产的成本。

附图说明

[0074] 为了使本发明的内容更容易被清楚的理解，下面根据本发明的具体实施例并结合附图，对本发明作进一步详细的说明，其中是本发明农林废弃物制备糠醛的流程图；

[0075] 图1是本发明的水解系统的流程图；

[0076] 图2是本发明一个实施例的装置示意图，具体为糠醛生产中的水解系统的一个实施例的装置示意图；

[0077] 图3是本发明一个实施例的装置示意图，具体为糠醛生产中的脱水蒸馏系统的一个实施例的装置示意图。

具体实施方式

[0078] 下面结合附图和实施例对本发明作进一步的描述，但应当说明的是，这些实施例仅用于说明本发明的方法和设备，而并不能将本发明的范围局限于此。

[0079] 如图1所示是本发明农林废弃物制备糠醛的流程图，其中实线部分表示含有戊糖的水解酸液或糠醛生成过程的流向，虚线部分表示系统中产生废液废渣过程的流向。从图1中可以看出，整个大系统分为农林废弃物制备戊糖溶液的水解系统和戊糖溶液制备糠醛的脱水蒸馏系统两个系统，整个大系统只有两进两出，进的分别是农林废弃物和补充的催化剂和水，都从水解系统进；出的是纤维素渣和粗醛，其中纤维素渣从水解系统出，粗醛从脱水蒸馏系统排出并进入精制系统最终得到糠醛成品。脱水蒸馏步骤及精制步骤产生的废水都返回到水解步骤作为水解催化剂和/或水解催化剂的稀释剂使用，(这些废水的处理在以后详述，此不赘述)，所以整个系统对外不排放任何废水。只是因为排出的纤维素渣要带走一部分催化溶液，所以需在水解系统补充少量的催化剂和水。

[0080] 下面将本发明的整个大系统分为水解系统和脱水蒸馏系统对本发明的原理分别进行论述：

[0081] 第一步，介绍水解系统的原理。

[0082] 如图1所示，本发明的水解系统及方法原理简述如下：设置多级相互串联的水解单元，每一级水解单元都依次包括一个水解装置和与之串联的一个固液分离装置，相应的每一级水解反应都包括先水解、后固液分离两个步骤，先对农林废弃物进行水解，然后将水解后的固液混合物进行固液分离生成含有戊糖的水解酸液和固体物，其中第一级水解反应的原料是农林废弃物，对除第一级外的每一级水解反应来说，其原料是来自于上一级水解反应最终得到的渣(即固液分离后得到的固体物)，对除最后一级外的每一级水解反应来说，其水解酸液为来自于下一级水解反应后最终得到的溶液(即固液分离后得到的含有戊糖的溶液)，其中最后一级的水解酸液来自于外部加入的水解酸液，即脱水蒸馏系统返回的废水和/或新补充的催化剂溶液。这样固液分离后得到的固体物料从第一级水解装置向下依次流转到最后一级水解装置并从最后一级水解装置输出，输出物即为纤维素渣。

[0083] 固液分离后得到的溶液从最后一级水解单元向上依次流转到前一级的水解装置，并最终从第一级水解装置输出，得到高浓度的最终的戊糖溶液。

[0084] 也就是说，本发明的每一级的水解单元都分别至少包括二个出口和二个入口，分别是：一个固体入口，位于本级水解装置上，接受上一级水解单元送来的所述固体物，其中第一级水解装置的固体入口接受所述农林废弃物；一个液体入口，位于本级水解装置上，接受下一级水解单元送来的水解酸液，其中最后一级水解装置的液体入口接受外部加入的水解酸液；一个液体出口，位于所述固液分离装置上，排出含有戊糖的水解酸液至上一级水解装置的液体入口，其中第一级固液分离装置的液体出口排出的水解酸液即最终的戊糖溶液；一个固体出口，位于本级固液分离装置上，排出经过本级固液分离装置进行固液分离后得到的固体物至下一级水解装置的固体入口，其中最后一级固液分离装置排出的固体物即为生产乙醇或用于其它用途的纤维素渣。

[0085] 由于本发明不需要对农林废弃物进行高温处理，不破坏农林废弃物中的纤维素，所以最终得到的固体物中主要成分为纤维素，可以用来制备乙醇，有利于环保。而且每一级水解完毕都经过压榨，使物料更精细，有利于下一步的利用。

[0086] 第二步，介绍脱水蒸馏系统的原理。

[0087] 这一系统的主要原理就是通过脱水蒸馏过程和脱水回收过程将本发明中水解系统产生的含有催化剂的戊糖溶液制备成糠醛。具体简述如下：

[0088] 来自本发明中的糠醛生产水解系统中的戊糖溶液先进入脱水反应蒸馏塔中发生脱水环化反应后，生成的糠醛以醛汽的形式从塔顶排出进行冷凝、分相过程；而产生的未反应完全的戊糖溶液则从塔底部依次送入多级脱水反应器中，使戊糖进一步转化为糠醛，并以醛汽的形式回到所述脱水反应蒸馏塔中继续进行蒸馏，在第二步的脱水蒸馏系统中可只在最后一级脱水反应器设置一个加热装置，通过逐级上行的醛汽对各级脱水反应器以及脱水反应蒸馏塔进行加热。当然，本发明也可以采用传统加热方式，不再赘述。

[0089] 以下以脱水反应蒸馏塔为核心，分别对脱水反应蒸馏塔顶部和底部排出物料的处理方法进行简单介绍：

[0090] 1)脱水反应蒸馏塔顶部排出的醛汽经过冷凝、分相后，得到的醛相送至糠醛精制系统进行进一步精制，而无机相直接被送回至所述脱水反应蒸馏塔中，继续参与蒸馏以便提高糠醛产率。

[0091] 2)脱水反应蒸馏塔底部排出的未反应完全的戊糖溶液在串接的多级脱水反应器中进行反应，使得未反应完全的戊糖再次反应生成醛汽，最后送回到脱水反应蒸馏塔中继续进行蒸馏。较之现有技术，多级脱水反应器的设置可以大大提高戊糖的转化率。其中的一个优选实施例中的加热方式可只在最后一级脱水反应器设置一个加热装置，为整套脱水蒸馏系统提供热量，这样从最后一级脱水反应器到第一级脱水反应器获得的醛汽浓度逐渐增大，最终从第一级脱水反应器排出后送入脱水反应蒸馏塔中。在醛汽的逐级上行过程中，其中的醛汽可同时起到两个作用，一是将其中的糠醛以醛汽形式逐级向上送，逐级增加了糠醛浓度，二是可同时将含有的热量随醛汽送入各级脱水反应器并最终送入脱水反应蒸馏塔。因此，较之现有技术，本发明可以大大降低能耗，节约了糠醛生产成本。此外，串联连接的两级脱水反应器之间设置有位差，可使溶液自动流入下一级脱水反应器而无须外加动力，这一点将在后文中详述。

[0092] 3)最后一级脱水反应器底部排出的主要含有催化剂的废水，被作为水解酸液即水解催化剂、或者配酸组分即水解催化剂的稀释剂送回至所述本发明中的糠醛生产水解系统中参与水解反应，较之现有技术，本发明工艺不需要再单独对糠醛生产废水进行处理，不仅可以降低生产成本，而且几乎不会对环境造成任何污染。

[0093] 以上为本发明的基本原理，下面通过更为详细的实施例进行说明：

[0094] 如图2所示是本发明中糠醛生产水解系统的一个实施例的装置示意图，如图3所示是本发明中糠醛生产脱水蒸馏系统的一个实施例的装置示意图。下面对水解系统和脱水蒸馏系统分别予以详细说明。

[0095] 第一步，利用农林废弃物制备戊糖溶液的水解系统的详细说明。

[0096] 如图2所示，以设置三级水解装置为例，并且其中的水解装置用的是水解滚筒，固液分离装置用的是三辊压榨机。水解滚筒与水平面呈倾斜放置，倾斜的角度为20度或更小，这样便于水解滚筒中反应物的向前移动，同时各级水解系统间最好有一定位差，该位差应当使得本级压榨得到的固体物料可以通过重力的作用直接进入下一级的水解滚筒。在本发明的另一个实施例中，也可以不在各级滚筒之间设置位差，即倾斜的角度为0度，通过输送装置进行物料的运输。当然本实施例的水解滚筒和三辊压榨机也可以另外的型号产品替代，只要能够实现本发明目的，都应该是本发明的技术方案所包含的内容。

[0097] 以其中的第二级水解装置为例，它包括水解滚筒210和三辊压榨机220。水解滚筒210一端设有一个固体进口211和一个液体进口212，另一端设有一个出口213，从图3中可清楚看出，固体进口211与上一级的固体出口122相连接，液体进口212与下一级的液体出口323相连接，出口213则与三辊压榨机220的进口221相连接；滚筒内部设有使物料匀速向前推进的螺旋搅龙片和水解催化剂溶液的喷淋管，在本实施例里喷淋管是一根，在其它实施例里可以是多根；另外滚筒外还设有加热装置，由主要为：蒸汽、电、导热油及其它热介质等外来能源给本级水解反应提供热量。该水解滚筒210为机械滚动装置，转动速度采用变频调节。所述的三辊压榨装置220为常用的榨甘蔗用的压榨装置。三辊压榨机220的一端设有一个进口221，该进口221与水解滚筒210的出口213相互连接，三辊压榨机220的另一端设有一个固体出口222和一个液体出口223。

[0098] 所述第一级水解装置，包括水解滚筒110和三辊压榨机120，在水解滚筒110一端设有固体入口111、液体入口112，在另一端设有固液混合物的出口113；三辊压榨机120上设有固液混合物进口121、液体出口122和固体出口123。

[0099] 所述第三级水解装置，包括水解滚筒310和三辊压榨机320，在水解滚筒310一端设有固体入口311、液体入口312，在另一端设有固液混合物的出口313；三辊压榨机320上设有固液混合物进口321、液体出口322和固体出口323。

[0100] 本发明的水解滚筒和三辊压榨装置滚轮及与物料接触部分的材质使用最低标准为SUS304(0Cr18Ni9)的奥氏体不锈钢或者碳钢衬不锈钢及其它金属或非金属耐蚀材料。

[0101] 以下从方法的角度介绍本发明第一步制备戊糖溶液的具体步骤：

[0102] 首先，根据原料情况进行预处理，将原料切割成小于50mm的秸秆段，接着对该秸秆段进行洗涤除尘。

[0103] 然后，将经过简单预处理的秸秆段连续送入第一级水解滚筒110的进口111，同时将第二级三辊压榨装置220压榨后得到的溶液通过第一级水解滚筒110上方的酸液喷淋管112加入，并同时启动加热系统进行加热，在95℃温度下进行水解反应1.5个小时，第一级水解滚筒中第一级水解完毕，将反应后的固液混合物通过固液混合物出口113送入第一级三辊压榨装置120压榨进行固液分离，分离得到的液体即为戊糖溶液，该溶液被输送到脱水蒸馏系统用来制备糠醛。

[0104] 接着，第一级分离得到的固体物作为第二级水解反应的物料被连续输送到第二级水解滚筒210中，同时将第三级三辊压榨装置320压榨得到的溶液通过第二级水解滚筒210上方的酸液喷淋管加入，并同时启动加热系统进行加热，在95℃温度下进行2个小时的水解反应。第二级水解完毕，将水解后的混合物送入第二级三辊压榨装置220压榨进行固液分离。

[0105] 然后，第二级分离得到的固体物被作为第三级水解反应的物料连续输送到第三级水解滚筒310，同时将脱水蒸馏系统的废水及催化剂和新配的补充催化剂溶液通过滚筒反应器上方的酸液喷淋管加入，并同时启动加热系统进行加热，在95℃温度下进行水解反应2.5个小时。第三级水解反应完毕，将水解反应后的混合物送入第三级三辊压榨装置320压榨进行固液分离，分离得到的固体物即是乙醇原料纤维素，用来生产乙醇或者作为其它用途。压榨分离得到的溶液返回到第二级水解反应器作为水解酸液使用。

[0106] 依照上述工艺流程，水解反应和压榨连续进行，第一级三辊压榨装置120压榨分离出的溶液为戊糖溶液。第三级三辊压榨装置320压榨后分离出的固体物即为制备乙醇的原料纤维素。

[0107] 在上述实施例中，所述整个水解系统中所有固体料的绝干重量与水解酸液的重量之比为1∶3到1∶15，优选于1∶5到1∶10。

[0108] 当然本发明也可以在100℃温度下进行，这时每一级的反应时间可以相应的缩短，比如依次为1、1.5、2个小时。显然本发明的原料也可以是任何一种农林废弃物，比如玉米芯、甘蔗渣、葵花籽壳、棉柴、麦秆、稻壳、阔叶材等。

[0109] 此外，还需要说明的是，上述实施例只是本发明的实施例之一，本发明内还可以包含比如说二级、四级或更多级的水解装置，其中的水解装置也不仅限于水解滚筒，还可以是造纸行业常用的蒸球，或螺旋搅龙等带有加热装置且能进行固液混合的机械设备，三辊压榨机也可用其它设备比如板框压滤机、离心机、液压压榨机、过滤设备等进行固液分离的机械设备替代。

[0110] 第二步，戊糖溶液制备糠醛的脱水蒸馏系统的详细说明。

[0111] 如图3所示，针对现有糠醛生产技术中，戊糖转换率低、蒸汽消耗量大、糠醛生产废水难处理等缺点，本发明提供了一种戊糖溶液制备糠醛的系统及方法，以下分别对图3中的各个设备的作用及工艺操作作如下说明：

[0112] 脱水反应蒸馏塔400：

[0113] 脱水反应蒸馏塔400的作用为：戊糖在脱水反应蒸馏塔400中发生脱水环化反应，并经过蒸馏过程，将生成的糠醛汽从塔顶蒸出。脱水反应蒸馏塔400顶部与冷凝器700和低压分相器800连接，用于对蒸馏塔400蒸馏出的糠醛蒸汽进行处理；而蒸馏塔400的底部与第一、二级脱水反应器510、520连接，用于回收蒸馏产生的废水中的糠醛成分。由于脱水反应蒸馏塔400中存在温差，塔内部随着高度的增加温度随之降低。生成的糠醛与水形成共沸混合物，共沸混合物的恒沸点低于同条件下水的沸点，因此生成的糠醛集中在塔顶部，戊糖溶液主要存在于塔底部，戊糖转化为糠醛的过程也主要在塔下部进行。脱水反应蒸馏塔400的工艺操作流程为：糠醛生产水解系统中得到的含有催化剂的戊糖溶液进入脱水反应蒸馏塔400后，在反应温度为130-200℃，反应压力为0.3-1.5MPa的条件下，戊糖发生脱水环化反应，而反应所需的催化剂可直接利用戊糖溶液本身中含有的催化剂，即此过程不需要另外加入催化剂。

[0114] 接下来要将蒸馏塔400生成的醛汽进一步提纯，本发明采用以下装置：

[0115] 冷凝器700：

[0116] 冷凝器700的作用是将从脱水反应蒸馏塔400顶部排出的醛汽冷凝为液体。冷凝后的液体温度为90-110℃，经过冷凝的醛液送入到低压分相器800中进行分相。

[0117] 当然，可达到冷却醛汽的目的的其他热交换装置均可以替代冷凝器700。在一个优选实施例中，醛汽进入冷凝器700之前也可先经过换热，将冷凝过程中的热量充分回收利用，并将回收的热量提供给本发明系统中、或糠醛生产的其他环节中需要加热的部分，加强了本发明节能的效果。

[0118] 低压分相器800：

[0119] 低压分相器800作用是将冷凝器700冷凝后的醛液进行分相，醛相送至糠醛精馏设备，无机相返回脱水反应蒸馏塔400中继续进行蒸馏。

[0120] 在上述醛汽提纯的过程中存在一个局部的循环，由蒸馏塔400的上部、冷凝器700、及低压分相器800构成，如图3所示，醛汽由蒸馏塔400的顶部出来进入冷凝器700内，得到的糠醛液体从低压分相器800的顶端送入进行分相，得到无机相和醛相，醛相将进一步被精制。需要说明的是，分相后上层溶液为无机相，因此将低压分相器800侧壁中部的无机相出口与蒸馏塔400侧壁上部的回流入口连接，在一个实施例中，低压分相器800的无机相出口具体位置在从上面计1/5-1/2的位置，蒸馏塔400的回流入口的位置在从塔顶数第3-5块塔板处；这样就完成了局部的循环过程。在这一循环中，需要使低压分相器800中的压力与脱水反应蒸馏塔400中压力相同，以保证经过冷凝的液体顺利流入低压分相器
800中，具体可在低压分相器800顶部设置一根平衡管，由于此处并非是本发明重点，故不赘述。

[0121] 脱水反应器510、520、脱水再沸器600：

[0122] 脱水反应器510、520的作用为：每级脱水反应器510、520提供一定的反应温度和压力，使脱水反应蒸馏塔400底部排出的未反应完全的戊糖溶液在脱水反应器510、520中进一步反应生成糠醛；脱水再沸器600的作用为：用来将最后一级脱水反应器520底部排出的一部分含有催化剂的液体加热汽化形成蒸汽，形成的蒸汽送回至最后一级脱水反应器520中，对脱水反应器520中的未反应完全的戊糖溶液直接接触进行热交换，为戊糖进一步反应生成糠醛提供热量，产生的醛汽继续作为上一级脱水反应器的热源。其中，脱水反应器
510、520可以为带加热夹套及搅拌装置的反应釜，容积大小与物料进料及物料在釜内的停留时间有关，具体的关系如下：

[0123] V＝Q×t/80％，

[0124] V-反应釜容积，单位是m3；Q-物料的进料量，单位是m3/h；t-物料在釜内的停留时间，单位是h；80％-物料在反应釜内的装填系数。

[0125] 物料的进料量取决于装置的设计产能；物料在釜内的停留时间取决于脱水反应器的数量，一般情况在脱水反应器内总的停留时间为1-3小时。脱水反应器510、520内搅拌优选圆盘涡轮式，这样有利于蒸汽与物料的充分接触更利于生成的糠醛及时排出反应器内，釜底连接进蒸汽管道，即进蒸汽管道在搅拌器以下。根据反应釜容积大小不同，可采用至少双层搅拌或多层搅拌。

[0126] 脱水反应器510、520的连接方式为：第一级脱水反应器510上部设有一个戊糖溶液入口511、一个醛汽出口512和蒸汽的入口513，下部设有废液出口514，从装置示意图可以清楚地看出，醛汽出口512与脱水反应蒸馏塔400底部相连，戊糖溶液入口511接受脱水反应蒸馏塔400底部排出的未反应完全的戊糖溶液，蒸汽入口513接受第二级脱水反应器520醛汽出口522送来的含有糠醛的蒸汽，废液出口514将反应后仍含有戊糖的废液通过戊糖溶液入口521输送到第二级脱水反应器520中。第二级脱水反应器520上部设有一个醛汽出口522、一个戊糖溶液入口521和蒸汽入口523，下部设有废液出口524，从第一级脱水反应器510的出口514排出的戊糖溶液通过戊糖溶液入口521流入第二级脱水反应器520中，加热装置脱水再沸器600的热量从蒸汽入口523进入第二级脱水反应器520，戊糖溶液被加热为含有糠醛的蒸汽并从醛汽出口522送往第一级脱水反应器510，该蒸汽可以起到两种作用，一是将其中的糠醛送入第一级脱水反应器510中，使得糠醛浓度增加，二是将含有的热量随蒸汽也送入第一级脱水反应器510中，并对其中的戊糖溶液进行加热，从而降低了本发明的能耗。完成脱水后的废液从出口524排出并送至所述植物纤维水解成戊糖溶液的水解系统，因为其大部分成分为反应后剩余的催化剂溶液所以仍然可作为催化剂使用；这样就实现了废水零排放。

[0127] 脱水反应器510、520以及脱水再沸器600的工艺操作流程为：由于脱水反应蒸馏塔400与脱水反应器510间存在位差，脱水反应蒸馏塔400底部排出的未反应完全的戊糖溶液可以自流到脱水反应器510中，在反应温度为130-200℃，反应压力为0.3-1.5MPa的条件下，戊糖进一步转化为糠醛，生成的醛汽从脱水反应器510顶部的蒸汽出口512送入脱水反应蒸馏塔400中，对脱水反应蒸馏塔400中的戊糖溶液进行加热，为戊糖反应提供热量和压力，戊糖反应生成糠醛，糠醛浓度增加并以醛汽的形式从塔顶排出；又由于脱水反应器510与脱水反应器520间存在位差，剩余的未反应完全的戊糖溶液可以从脱水反应器510底部的废液出口514排出后自流入脱水反应器520中，在反应温度为130-200℃，反应压力为
0.3-1.5MPa的条件下，戊糖进一步反应生成糠醛，醛汽从脱水反应器520顶部的醛汽出口
522排出，并进入脱水反应器510中，对脱水反应器510中的未反应完全的戊糖溶液进行加热，为戊糖进一步反应提供热量和压力，戊糖反应生成糠醛，糠醛浓度增加并以醛汽的形式从脱水反应器510顶部排出；整个反应蒸馏系统产生的含有催化剂的废水从最后一级脱水反应器520底部的废液出口524排出后，一部分送入脱水再沸器600中进行汽化形成蒸汽，产生的蒸汽温度为130-200℃，饱和蒸汽压为0.3-1.5MPa，该蒸汽从脱水再沸器600顶部送回脱水反应器520中，与脱水反应器520中的未反应完全的戊糖溶液直接接触进行热交换，为戊糖进一步反应提供热量和压力，戊糖反应生成糠醛，生成的醛汽从脱水反应器520顶部排出，另一部分剩余的含有催化剂的废水返回糠醛生产的水解系统即植物纤维水解成戊糖溶液的水解系统参与水解反应，不存在任何糠醛生产废水向外界的排放，并且实现了糠醛生产废水及催化剂的循环利用。其中，相邻两级脱水反应器反应温度和压力存在差值，下一级脱水反应器产生的醛汽进入上一级脱水反应器或者第一级脱水反应器510产生的醛汽进入脱水反应蒸馏塔400后，温度降低3-15℃，饱和蒸汽压降低0.03-0.2MPa。

[0128] 当然，本发明中脱水反应蒸馏塔400可以仅连接一个脱水反应器，就可以实现将未反应完全的戊糖溶液继续转化为糠醛的目的，也可以根据需要串联多个脱水反应器，以达到使戊糖充分反应生成糠醛的目的，优选2-5个，采用本发明后，戊糖的转化率得到明显的提高。脱水再沸器600可以换成其它供热装置，由外来能源提供热量，外来能源主要为：蒸汽、电、导热油及其它热介质加热，以达到汽化液体的目的；可以根据需要，除了最后一级脱水反应器520以外，其它每级脱水反应器底部都可以连接一个提供高温高压蒸汽的供热装置。本发明中，脱水反应器和脱水反应蒸馏塔525的材质为最低标准是SUS304(0Cr18Ni9)奥氏体不锈钢，当然，上述设备也可采用其它种类型号，只要能够实现本发明的目的，都应该在本发明的范围之内。

[0129] 使用本发明戊糖脱水生成糠醛的转化率可达到55～85％(实际得到的糠醛占戊糖脱水生成糠醛理论量的百分比)。以下表1中列出的是本发明的实施例1-5的反应参数(表中压力均是指表压)。

[0130] 表1

[0131]反应条件 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 实施例5
水解温度(℃) 85 80 95 90 100
水解压力(Mpa) 常压
水解液与绝干玉米芯的重
量比 3∶1 15∶1 12∶1 9∶1 6∶1
第一级水解时间(小时) 2 2.5 3.5 5 1
第二级水解时间(小时) 2 2.5 3.5 5 1
第三级水解时间(小时) 2 2.5 3.5 5 1
第一级 温度
脱水反 /℃ 143 150 170 180 200
应器内
压力/MPa 0.3 0.38 0.7 0.9 1.45
第二级 温度
脱水反 /℃ 140 145 164 173 185
应器内
压力/MPa 0.26 0.32 0.58 0.75 1.02
脱水反 温度
应蒸馏 /℃ 130 137 159 168 183
塔
压力/MPa 0.17 0.23 0.50 0.65 0.97
糠醛转化率/％ 55 65 85 80 75

[0132] 需要说明的是在以上实施例中，原料水解完成后，从所述水解系统中排出的原料废渣会带走一部分催化剂，因此所述催化剂在循环使用过程中，还需要补充催化剂，所补充的催化剂的量为绝干原料重量的0.1～2.5倍。

[0133] 需要进一步说明的是，本发明在脱水蒸馏系统之后还连接一个精制系统，即将从低压分相器800中分离出的粗糠醛进行精制。与已有技术不同之处在于，本发明的精制系统产生的废水被送回水解系统作为催化剂的稀释剂使用，以实现本发明的废水零排放。

[0134] 本发明中的催化剂，主要成分为：磷酸二氢钙、硝酸、磷酸、硫酸镁、磷酸二氢钾、水；也可以是磷酸二氢钙、硝酸、磷酸、磷酸二氢钾、水；也可以是磷酸二氢钙、硝酸、磷酸、硫酸镁、水；也可以是磷酸二氢钙、硝酸、磷酸、水；或者可以只含有磷酸二氢钙、硝酸、水；或者可以只含有磷酸二氢钙、磷酸、水。

[0135] 综上所述，本发明提出了完善的二步法生产糠醛的方法及系统。实现了水解步骤和脱水步骤的完全分离，从而降低了水解反应和脱水反应的反应条件，并提高了糠醛的产率。

[0136] 在本发明的脱水蒸馏系统中，戊糖溶液分别在脱水蒸馏单元和脱水回收单元中进行脱水，能使未反应完全的戊糖溶液充分反应，提高了第一级脱水反应器中糠醛的浓度，从而提高了糠醛的产率；同时，在脱水蒸馏单元中经过低压分相得到的含有糠醛的水相再次送回至脱水蒸馏塔中进行分离，保证了生成的糠醛最大程度的被分离出来，本发明的糠醛产率比传统糠醛生产工艺提高了近20-40％，可高达65-85％。

[0137] 本发明的脱水蒸馏系统及精制系统中产生的废水被送回到水解系统中作为催化剂或催化剂的稀释液使用，达到了废水的零排放，彻底解决了糠醛生产产生的废水对外排放污染环境的问题。

[0138] 由于该发明可以仅需一个供热装置就能达到较高的出醛率，如采用该发明技术，可极大程度降低生产成本；如采用该发明中的废热再利用的方法，可以大大节约蒸汽的使用量，不仅降低了生产成本，同时也达到了节能环保的目的。

[0139] 此外，在本发明的水解装置中，反应条件温和(水解温度为80-100℃，压强为常压)，因此水解结束后得到的废渣中纤维素和木质素基本不被破坏，可以进行下一步的综合利用，如在发酵生产酒精时废渣不需要进行预处理就可直接与纤维素酶制剂进行发酵糖化，大大降低了酒精生产的成本。

[0140] 显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。