生产无水乙醇的方法

摘要

本发明涉及一种生产无水乙醇的方法，主要解决现有技术中能耗高的问题。本发明通过采用一种生产无水乙醇的方法，包括如下步骤：(a)乙醇发酵液分为至少两部分，一部分进入精馏塔Ⅰ，在精馏塔Ⅰ顶部得到浓度为40～60wt％的乙醇物流Ⅰ，一部分进入精馏塔Ⅱ，在精馏塔Ⅱ顶部得到浓度为40～60wt％的乙醇物流Ⅱ；(b)所述乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ混合送入渗透汽化分离器，经渗透汽化分离器脱水后得到浓度为85～95wt％的乙醇物流Ⅲ；(c)所述乙醇物流Ⅲ进入分子筛变压吸附器，得到浓度为大于99wt％的无水乙醇产品的技术方案较好地解决了上述问题，可用于无水乙醇生产中。

权利要求

1.一种生产无水乙醇的方法，包括如下步骤：

(a)乙醇发酵液分为至少两部分，一部分进入精馏塔Ⅰ，在精馏塔Ⅰ顶部得到浓度为40～

60wt％的乙醇物流Ⅰ，一部分进入精馏塔Ⅱ，在精馏塔Ⅱ顶部得到浓度为40～60wt％的乙醇物流Ⅱ；

(b)所述乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ分别经过预热器、精馏塔Ⅰ塔釜第二再沸器后混合送入渗透汽化分离器，经渗透汽化分离器脱水后得到浓度为85～95wt％的乙醇物流Ⅲ；

(c)所述乙醇物流Ⅲ经饱和蒸汽过热进入分子筛变压吸附器，分子筛变压吸附器顶部物流进入精馏塔Ⅰ塔釜第一再沸器冷凝后得到浓度为大于99wt％的无水乙醇产品；

其中，所述精馏塔Ⅰ的塔板数为20～30，塔顶温度为60～80℃，塔釜温度为80～100℃，操作压力为30～70kPa，进料板位置从上至下数位于第2～6块塔板处；精馏塔Ⅱ的塔板数为

20～28，塔顶温度为90～110℃，塔釜温度为100～120℃，操作压力为130～170kPa，进料板位置从上至下数位于第2～6块塔板处。

2.根据权利要求1所述生产无水乙醇的方法，其特征在于所述乙醇发酵液中乙醇浓度以重量计为3～10％，乙醇发酵液进入精馏塔Ⅰ和精馏塔Ⅱ的比例按重量计为0.6～1.5：1。

3.根据权利要求2所述生产无水乙醇的方法，其特征在于所述乙醇发酵液中乙醇浓度以重量计为5～8％。

4.根据权利要求1所述生产无水乙醇的方法，其特征在于所述精馏塔Ⅰ的塔板数为23～

27，塔顶温度为65～78℃，塔釜温度为85～98℃；精馏塔Ⅱ的塔板数为23～27，塔顶温度为

95～108℃，塔釜温度为105～118℃。

5.根据权利要求1所述生产无水乙醇的方法，其特征在于所述渗透汽化分离器操作温度为60～80℃，操作压力为20～80kPa。

6.根据权利要求1所述生产无水乙醇的方法，其特征在于所述渗透汽化分离器使用的膜材料为选择性透水膜，选自有机膜、无机膜或有机无机杂化膜，所述膜材料能对乙醇和水选择透过。

7.根据权利要求6所述生产无水乙醇的方法，其特征在于所述膜材料选自硅铝分子筛膜、壳聚糖膜、聚乙烯醇膜、聚醚酰亚胺膜或聚乙烯醇-Na分子筛膜。

8.根据权利要求1所述生产无水乙醇的方法，其特征在于所述分子筛变压吸附器的操作温度为125～145℃，操作压力为220～280kPa。

说明书

生产无水乙醇的方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种生产无水乙醇的方法。

背景技术

[0002] 乙醇在有机化工原料和有机溶剂具有广泛的应用领域，也是一种极具潜力的新型生物燃料。近几年，随着石油资源的紧缺以及其不可再生性，同时低碳经济的不断被倡导，生物发酵法生产生物质燃料乙醇引起了广泛的关注。在发酵工艺生产的发酵液中，除乙醇外，还含有大量的水分和其他少量杂质。因此，发酵液必须经过精制以脱除其中的水和杂质，以得到高纯度的可用作燃料添加剂的无水乙醇。

[0003] 由于发酵液中存在大量的水，生物质燃料乙醇精制的工艺主要集中于乙醇的脱水工艺。在传统的燃料乙醇生产工艺中,大多先通过蒸馏的方式来浓缩发酵液中的低浓度乙醇,再通过真空蒸馏法恒沸精馏法等方式得到无水乙醇,这些技术的共同点是都需要将待脱水的物料体系完全汽化,其过程需要消耗巨大的相变潜热,产生极高的能耗。

[0004] 传统的乙醇精馏工艺如专利CN 101157890A所述，一种燃料乙醇生产装备及方法，是将两塔流程的粗馏塔和精馏塔分别拆分为两个粗馏塔和两个精馏塔，组成由醪塔、精馏塔、回收塔三塔工艺生产燃料乙醇。此流程中虽然仅有回收塔一塔使用新鲜蒸汽加热，但回收塔处理的粗酒量太大，导致回收塔使用的新鲜蒸汽量过大；此外，经过吸附塔脱水后的无水乙醇蒸汽的热量没有得到利用，故而整个系统的未达到最优化，能耗很高。

[0005] 较为先进的有专利CN 102126921B，该专利提供了一种制共沸乙醇的三塔加热方法：采用粗馏塔、低压精馏塔、高压精馏塔三塔工艺生产燃料乙醇。压力较高的新鲜蒸汽作为一效蒸汽给高压精馏塔加热，高压精馏塔塔顶气给低压精馏塔加热，粗馏塔热量由分子筛脱水单元的无水乙醇气和低压精馏塔塔顶气提供。工艺中只在精塔上外加热量，相对于之前的专利已经有所进步，但依然有降低能耗的空间。

[0006] 利用渗透汽化膜进行乙醇溶液的脱水是一种新型的分离技术，其原理是透水膜对料液中的水分子有选择性透过，膜的另一侧中水的蒸汽分压小于其饱和气压，依靠这种在膜两侧的水蒸汽分压的不同，使水分子得以不断渗透通过膜，并在令一侧汽化成蒸汽，从而为透过测可得到浓度较高的乙醇溶液。该方法无需消耗蒸汽，相较于传统的精馏方法有更高的能量利用率，节能效果显著。

发明内容

[0007] 本发明所要解决的技术问题是现有技术中能耗高的问题，提供一种新的生产无水乙醇的方法。该方法用于无水乙醇生产中，具有能耗低的优点。

[0008] 为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种生产无水乙醇的方法，包括如下步骤：(a)乙醇发酵液分为至少两部分，一部分进入精馏塔Ⅰ，在精馏塔Ⅰ顶部得到浓度为40～60wt％的乙醇物流Ⅰ，一部分进入精馏塔Ⅱ，在精馏塔Ⅱ顶部得到浓度为40～60wt％的乙醇物流Ⅱ；(b)所述乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ混合送入渗透汽化分离器，经渗透汽化分离器脱水后得到浓度为85～95wt％的乙醇物流Ⅲ；(c)所述乙醇物流Ⅲ进入分子筛变压吸附器，得到浓度为大于99wt％的无水乙醇产品。

[0009] 上述技术方案中，优选地，所述乙醇发酵液中乙醇浓度以重量计为3～10％，乙醇发酵液进入精馏塔Ⅰ和精馏塔Ⅱ的比例按重量计为0.6～1.5：1。

[0010] 上述技术方案中，更优选地，所述乙醇发酵液中乙醇浓度以重量计为5～8％。

[0011] 上述技术方案中，优选地，所述精馏塔Ⅰ的塔板数为20～30，塔顶温度为60～80℃，塔釜温度为80～100℃，操作压力为30～70kPa，进料板位置从上至下数位于第2～6块塔板处；精馏塔Ⅱ的塔板数为20～28，塔顶温度为90～110℃，塔釜温度为100～120℃，操作压力为130～170kPa，进料板位置从上至下数位于第2～6块塔板处。

[0012] 上述技术方案中，更优选地，所述精馏塔Ⅰ的塔板数为23～27，塔顶温度为65～78℃，塔釜温度为85～98℃；精馏塔Ⅱ的塔板数为23～27，塔顶温度为95～108℃，塔釜温度为105～118℃。

[0013] 上述技术方案中，优选地，所述渗透汽化分离器操作温度为60～80℃，操作压力为20～80kPa。

[0014] 上述技术方案中，优选地，所述渗透汽化分离器使用的膜材料为选择性透水膜，选自有机膜、无机膜或有机无机杂化膜，所述膜材料能对乙醇和水选择透过。

[0015] 上述技术方案中，更优选地，所述膜材料选自硅铝分子筛膜、壳聚糖膜、聚乙烯醇膜、聚醚酰亚胺膜或聚乙烯醇-Na分子筛膜。

[0016] 上述技术方案中，优选地，所述分子筛变压吸附器的操作温度为125～145℃，操作压力为220～280kPa。

[0017] 本发明采用上述的初步精馏与渗透汽化耦合工艺，脱去生物质乙醇发酵液中的水分。创新性地以渗透汽化替代高乙醇浓度阶段的精馏操作，渗透汽化装置分为液相室和汽相室，含水发酵液进入液相室，膜对料液中的水分子有选择性透过，膜的另一侧中水的蒸汽分压小于其饱和气压，依靠这种在膜两侧的水蒸汽分压的不同，使水分子得以不断渗透通过膜，从而另一侧得到浓度较高的乙醇溶液。该过程不消耗蒸汽，故与精馏相比大大地降低了能耗，具有良好的经济效益，取得了较好的技术效果。

附图说明

[0018] 图1为本发明所述方法的流程示意图。

[0019] 图2为文献CN 102126920B的流程简图。

[0020] 图1中，A为精馏塔Ⅰ，B为精馏塔Ⅱ，C为渗透汽化分离器，D为分子筛变压吸附器，1为乙醇发酵液，2为乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ混合液，3为渗透汽化分离器出料物流，4为分子筛变压吸附器出料物流。

[0021] 图2中，E为粗馏塔，F为低压精馏塔，G为高压精馏塔，11为乙醇发酵液，12为粗酒物流，13为共沸乙醇，14为低压精馏塔塔釜物流，15为高压精馏塔塔顶物流。

[0022] 下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

具体实施方式

[0023] 【实施例1】

[0024] 乙醇含量为5wt％的发酵液经预热器加热后分为第一、第二部分，第一、第二部分的重量比为0.82：1，第一部分进入精馏塔Ⅰ的上部，经精馏后，塔顶得到45wt％的乙醇物流Ⅰ，该乙醇物流Ⅰ经预热器换热冷凝；第二部分原料液进入精馏塔Ⅱ的上部，经精馏后，塔顶得到45wt％的乙醇物流Ⅱ，该乙醇物流Ⅱ进入精馏塔Ⅰ塔釜第二再沸器换热冷凝，精馏塔Ⅱ塔釜再沸器由新鲜蒸汽加热。冷凝后的乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ混合后进入渗透汽化分离器，经渗透汽化分离器脱水后得到90wt％的乙醇物流Ⅲ，乙醇物流Ⅲ经饱和蒸汽过热后进入分子筛变压吸附器，分子筛变压吸附器顶部物流进入精馏塔Ⅰ塔釜第一再沸器冷凝后得到99.5wt％的无水乙醇产品。

[0025] 精馏塔Ⅰ塔板数为25，进料位置为从上至下数第2块塔板处，操作压力为35kPa，塔顶温度为68℃，塔釜温度为85℃。精馏塔Ⅱ塔板数为26，进料位置为从上至下第2块塔板处，操作压力为135kPa，塔顶温度为103℃，塔釜温度为114℃。渗透汽化分离器操作温度为70℃，操作压力为60kPa。渗透汽化分离器使用的膜材料为聚乙烯醇膜。分子筛变压吸附器的操作温度为135℃，操作压力为250kPa。

[0026] 能耗衡算结果表明：蒸汽消耗量为1.66吨蒸汽/吨无水乙醇产品。

[0027] 【实施例2】

[0028] 按照实施例1所述的条件和步骤，乙醇含量为3wt％的发酵液经预热后分为第一、第二部分，第一、第二部分的重量比为1.2：1，乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ的乙醇浓度均为40wt％。

[0029] 精馏塔Ⅰ塔板数为28，进料位置为从上至下数第5块塔板处，操作压力为31kPa，塔顶温度为67℃，塔釜温度为82℃。精馏塔Ⅱ塔板数为28，进料位置为从上至下第5块塔板处，操作压力为149kPa，塔顶温度为105℃，塔釜温度为116℃。渗透汽化分离器操作温度为65℃，操作压力为70kPa。渗透汽化分离器使用的膜材料为聚乙烯醇膜。分子筛变压吸附器的操作温度为140℃，操作压力为270kPa。

[0030] 能耗衡算结果表明：蒸汽消耗量为2.31吨蒸汽/吨无水乙醇产品。

[0031] 【实施例3】

[0032] 按照实施例1所述的条件和步骤，乙醇含量为8wt％的发酵液经预热后分为第一、第二部分，第一、第二部分的重量比为0.72：1，乙醇物流Ⅰ和乙醇物流Ⅱ的乙醇浓度均为50wt％。

[0033] 精馏塔Ⅰ塔板数为23，进料位置为从上至下数第2块塔板处，操作压力为58kPa，塔顶温度为74℃，塔釜温度为89℃。精馏塔Ⅱ塔板数为24，进料位置为从上至下第2块塔板处，操作压力为158kPa，塔顶温度为108℃，塔釜温度为118℃。渗透汽化分离器操作温度为75℃，操作压力为50kPa。渗透汽化分离器使用的膜材料为聚乙烯醇膜。分子筛变压吸附器的操作温度为128℃，操作压力为230kPa。

[0034] 能耗衡算结果表明：蒸汽消耗量为1.29吨蒸汽/吨无水乙醇产品。

[0035] 【比较例】

[0036] 如图2所示的流程，乙醇含量为8wt％的发酵液进入粗馏塔的上部，经粗馏后，塔顶得到乙醇含量为48wt％的粗酒，塔釜得到乙醇含量小于0.005wt％的废醪液。粗酒进入低压精馏塔下部，经精馏后，塔顶得到共沸乙醇酒气，共沸乙醇酒气进入分子筛脱水单元；塔釜得到乙醇含量为40wt％的塔釜液，进入高压精馏塔的下部，经精馏后，塔釜得到废水，塔顶得到的物流经冷凝后一部分进入低压精馏塔上部，一部分回流至高压精馏塔上部。

[0037] 粗馏塔塔板数为26，进料位置为从上至下第2块塔板处，操作压力为40kPa，塔顶温度为60℃，塔釜温度为81℃。低压精馏塔塔板数为50，进料位置为从上至下第48块塔板处，操作压力为130kPa，塔顶温度为85℃，塔釜温度为92℃。高压精馏塔塔板数为68，进料位置为从上至下第60块塔板处，操作压力为500kPa，塔顶温度为125℃，塔釜温度为153℃。

[0038] 能耗衡算结果表明：蒸汽消耗量为2.1吨蒸汽/吨无水乙醇产品。