一种生物质无水乙醇的生产方法及装置

摘要

本发明涉及生物质无水乙醇的生产方法及装置，属于有机溶剂脱水技术领域。该生产方法所使用的设备包括加压精馏塔、常压精馏塔、减压精馏塔和渗透汽化膜脱水装置，各设备之间通过管线和阀门连接，所述加压精馏塔底再沸的热量由一次蒸汽提供；常压精馏塔塔底再沸的热量由高压塔塔顶产物提供；减压精馏塔塔底再沸的热量由常压塔塔顶产物提供。原料液经无水乙醇成品预热、釜残液预热后进入精馏塔，精馏塔的塔顶产物混合后进一步蒸发后进入渗透汽化膜分离装置进行脱水。该生产方法考虑了系统内的各级能量优化配置，从而实现系统节能的目的，整个系统的蒸汽单耗与传统的工艺相比可节省蒸汽达30～50%以上。

说明书

 

技术领域

    本发明涉及一种生物质无水乙醇的生产方法及装置，属于有机溶剂脱水技术领域。

 

背景技术

无水乙醇在食品、化工、燃料、军工、医药等领域广泛使用。生物质发酵出来的乙醇浓度一般为3～20wt%，经普通蒸馏工段脱除大部分水、醛和杂醇油等杂质后的乙醇最高浓度达到95%时和水形成了恒沸物，难以用普通蒸馏的方法分离开来。为得到无水乙醇，必须将上述乙醇进行进一步脱水处理。 

现有的脱水方法主要有吸附脱水、共沸精馏、加盐萃取精馏、渗透汽化膜脱水等。共沸精馏加入苯，在主精馏塔中蒸馏，在塔底得无水乙醇，塔顶得乙醇-水-苯三元混合物（沸点64.8℃）。把该三元混合物引入分离器中分成两层，上层富于苯，下层富于乙醇。上层液体再引入主精馏塔，回收苯。下层液体则于副精馏塔中回收其中的乙醇和苯。加盐萃取精馏加入溶剂（如乙二醇）以及盐类（如氯化钙）组成的复合分离剂，然后精馏，塔顶得到无水乙醇，塔底的水以及复合分离剂送往溶剂再生塔精馏除去水，溶剂再生利用。

渗透汽化膜脱水技术是热驱动的蒸馏法与膜法相结合的一种分离方法，有机溶剂和水的混合物在组分蒸汽分压差的推动下，利用组分通过渗透汽化膜吸附和扩散速度的不同实现物质的分离过程。采用无机渗透汽化膜脱水技术进行有机物脱水，可以替代蒸馏、吸附等传统的分离工艺，可以以较低的能耗获得高质量的产品，实现常规方法很难或无法实现的分离要求。该分离过程表现出高度的节能效果，特别适合共沸物、近沸混合物的分离，与传统的精馏、吸附技术相比可节能50%以上；该过程不需要引入第三种组分，避免了第三种组分对环境造成的污染，同时少量透过液可以回收处理并循环使用；渗透汽化膜脱水装置结构紧凑，占地面积小；渗透汽化膜脱水工艺流程简单，自动化程度高。

共沸精馏和加盐萃取精馏需加入和回收第三组分，能耗高，操作不稳定，环境不友好。分子筛吸附使用3A分子筛，高浓度乙醇加热气化后再加热至过热状态通入分子筛吸附装置吸附脱水得到无水乙醇，该法应用广泛，具有渗透汽化膜法的优点，但是脱附出来的淡酒量大，浓度低，蒸汽消耗量较渗透汽化膜法大。普通精馏和进一步脱水工段采用不同的工艺和热量回用系统，蒸汽单耗差别较大，普通精馏段双塔工艺单耗高达2.5吨蒸汽/吨无水乙醇，多塔工艺单耗约2吨蒸汽/吨无水乙醇。

 

发明内容

本发明所要解决的技术问题是：生物质发酵生产无水乙醇的过程中的产品能耗大，提供一种生物质无水乙醇的生产方法及装置。

技术方案：

根据本发明的一个方面，一种生物质无水乙醇的生产方法，包括如下步骤：发酵液分别通过至少一次加压精馏、至少一次常压精馏和至少一次减压精馏之后，精馏塔的塔顶蒸汽通过渗透汽化膜进一步脱水，得到成品乙醇；发酵液在送入精馏塔之前，与成品乙醇和精馏塔的塔釜液进行换热；所述的精馏塔是指加压精馏塔、常压精馏塔和减压精馏塔中的至少一个。

进一步，所述的精馏塔是指加压精馏塔、常压精馏塔和减压精馏塔。

进一步，加压精馏的塔顶蒸汽与常压精馏的塔釜液进行换热。

进一步，常压精馏的塔顶蒸汽与减压精馏的塔釜液进行换热。

进一步，沿着发酵液在进入精馏塔的流动方向，发酵液依次经过如下四级换热：第一级：成品乙醇换热；第二级：精馏塔的塔釜液换热；第三级：成品乙醇换热；第四级：精馏塔的塔釜液换热。

进一步，所述的第二级的精馏塔的塔釜液是指加压精馏、常压精馏和减压精馏的塔釜液的混合液。

进一步，沿着渗透汽化膜脱水后的成品乙醇的流动方向，成品乙醇依次与进入加压精馏的原料液、常压精馏的原料液、减压精馏的原料液和未分流的发酵液进行换热。

进一步，沿着塔釜物料的排出方向，加压精馏塔的塔釜物料依次与进入加压精馏塔、进入减压精馏塔的原料进行换热，得到釜液a；常压精馏塔的塔釜物料与进入常压精馏塔的原料进行换热，得到釜液b；釜液a、釜液b与减压精馏塔的塔釜液混合之后，再与未分流的发酵液进行换热。

进一步，加压精馏、常压精馏的塔顶产物在换热之后，分别部分回流至各自的塔内。

进一步，加压精馏的塔顶绝压0.4～0.45MPa，塔顶温度115～125℃，塔底温度140～150℃。

进一步，常压精馏的塔顶绝压0.10～0.15MPa，塔顶温度80～90℃，塔底温度105～115℃。

进一步，减压精馏的塔顶绝压0.015～0.020MPa，塔顶温度35～45℃，塔底温度65～75℃。

进一步，发酵液中含有乙醇3～20wt.％。

进一步，精馏塔的塔顶产物中的含水量是15～20wt.%。

进一步，渗透汽化膜的渗透侧料液返回至减压精馏塔进行回收。

根据本发明的另一个方面，生物质无水乙醇的生产装置，包括有：至少一个加压精馏塔、至少一个常压精馏塔、至少一个减压精馏塔、渗透汽化膜；加压精馏塔、常压精馏塔和减压精馏塔的塔顶分别与渗透汽化膜的入口连接；发酵液原料管路分别与渗透汽化膜的料液侧的排出管路和精馏塔塔釜液的排出管路进行换热连接之后，分别进入至精馏塔内；所述的精馏塔是指加压精馏塔、常压精馏塔和减压精馏塔中的至少一个。

进一步，加压精馏塔的塔顶的出料管路与常压精馏塔的塔釜之间为换热连接；优选通过再沸器进行连接。

进一步，沿着加压精馏塔的塔顶物料排出方向，加压精馏塔的塔顶在进行换热连接之后，再通过第一分流装置连接在加压精馏塔的塔顶。

进一步，常压精馏塔的塔顶的出料管路与减压精馏塔的塔釜之间为换热连接；优选通过再沸器进行连接。

进一步，沿着常压精馏塔的塔顶物料排出方向，常压精馏塔的塔顶在进行换热连接之后，再通过第一分流装置连接在常压精馏塔的塔顶。

进一步，沿着发酵液在进入精馏塔的流动方向，发酵液原料管路依次与如下管路进行四级换热连接：第一级，渗透汽化膜的料液侧的排出管路；第二级，精馏塔塔釜液的排出管路；第三级，渗透汽化膜的料液侧的排出管路；第四级，精馏塔塔釜液的排出管路。

进一步，上述的第二级的精馏塔塔釜液的排出管路是指加压精馏塔、常压精馏塔和减压精馏塔的塔釜液相互混合后的排出管路。

进一步，沿着渗透汽化膜脱水后的成品乙醇的流动方向，渗透汽化膜的料液侧的排出管路依次与进入加压精馏塔的原料液的管路、进入常压精馏塔的原料液的管路、进入减压精馏的原料液的管路和未分流的发酵液的管路进行换热连接。

进一步，沿着塔釜物料的排出方向，加压精馏塔的排出管路依次与进入加压精馏塔、进入减压精馏塔的原料管路换热连接之后，并且常压精馏塔的排出管路与进入常压精馏塔的原料管路换热连接之后，再与减压精馏塔的塔釜液排出管路相互汇集，汇集管路再与未分流的发酵液的管路进行换热连接。

进一步，渗透汽化膜的渗透侧与减压精馏塔的进口连接。

 

有益效果

1、本发明进一步脱水采用渗透汽化膜分离装置，不受共沸限制，工艺过程简单，自动化程度高，操作简便，设备占地面积少；该过程不需要引入第三种组分，避免了第三种组分对环境造成的污染，同时不需要对第三组分进行回收而节能；一次收率高，同时渗透液返至蒸馏塔回收处理，减少了乙醇的排放量，增加了乙醇的总收率；

2、本发明采用3塔差压精馏，仅需要对高压塔塔底再沸和进入膜分离装置的原料蒸发提供蒸汽，其他热量全部循环利用，整个系统的蒸汽单耗为1.35吨蒸汽/吨无水乙醇产品，与传统的工艺相比可节省蒸汽达30～50% 以上。

3、本发明各级能量优化配置，多个预热器、再沸器相当于冷凝器，减少了整个系统的固定设备投资。

 

附图说明

图1是实施例1中采用的生物质乙醇脱水装置的流程示意图。

图2是实施例2中采用的生物质乙醇脱水装置的流程示意图。

图3是实施例3中采用的生物质乙醇脱水装置的流程示意图。

其中，1、加压精馏塔；2、常压精馏塔；3、减压精馏塔；4、渗透汽化膜；5、真空泵；6、发酵液原料管路；7、第一分流装置；8、第二分流装置； 18、渗透液冷凝器； 19、加热器；20、塔顶冷凝器。图中标记为R的部件为再沸器，图中标记为E的部件为换热器。

 

具体实施方式

下面通过具体实施方式对本发明作进一步详细说明。但本领域技术人员将会理解，下列实施例仅用于说明本发明，而不应视为限定本发明的范围。实施例中未注明具体技术或条件者，按照本领域内的文献所描述的技术或条件(例如时钧等编著的《化学工程手册》(第二版)，化学工业出版社，1996年)或者按照产品说明书进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市购获得的常规产品。

本文使用的近似语在整个说明书和权利要求书中可用于修饰任何数量表述，其可在不导致其相关的基本功能发生变化的条件下准许进行改变。因此，由诸如“约”的术语修饰的值并不局限于所指定的精确值。在至少一些情况下，近似语可与用于测量该值的仪器的精度相对应。除非上下文或语句中另有指出，否则范围界限可以进行组合和/或互换，并且这种范围被确定为且包括本文中所包括的所有子范围。除了在操作实施例中或其他地方中指明之外，说明书和权利要求书中所使用的所有表示成分的量、反应条件等等的数字或表达在所有情况下都应被理解为受到词语“约”的修饰。

在本发明中，无水乙醇表示乙醇纯度按重量计为99％或以上，优选99.5％或以上，进一步优选99.7％或以上，特别优选99.8％或以上。

为了描述简洁，本发明中，术语“精馏塔”在无特殊说明的情况下，是可以分别指代加压精馏塔、常压精馏塔和减压精馏塔。

本发明中，术语“换热连接”是指一种管路与管路的连接方式，管路与管路之间的料液并非是相互连通，而是指这两根管路的外壁相互连接可以相互之间互换热量而不至于使料液的混合，这种连接方式通常可以是通过换热器进行相互连接。换热器可以根据实际情况进行选取，没有特别限制，可以例举的：管式换热器、板式换热器、翅片式换热器、热管换热器等。

发酵液首先是在一根发酵液原料管路中进行输送，然后分流后成多股料液再分别进入至各个精馏塔中，因此，本发明中，术语“未分流的发酵液”是指分流之前的发酵液。

本发明中，渗透汽化膜的“料液侧”是指进入渗透汽化膜的待分离的料液所在的一侧，也称为截留侧。

本发明中，对发酵乙醇水溶液没有特殊限制。例如，发酵乙醇水溶液可以是从发酵糖精，淀粉和/或纤维素材料中得到的。这些原料在发酵罐中发酵得到发酵乙醇的水溶液。发酵乙醇水溶液的乙醇浓度按重量计通常为大约3～20％，优选5～12%。发酵乙醇的水溶液，除了水和乙醇作为主要成分，还包括有酵母菌和细菌，以及各种副产品包括醇如甲醇，脂肪酸如甲酸，乙酸，琥珀酸，乳酸和丁酸，醛类如乙醛和甲醛，酯类如乙酸乙酯，丁酸乙酯，缩醛类如二乙缩醛，酮类如丙酮和甲基乙基酮，胺类如吡啶，甲基吡啶，3-甲胺和4-甲基吡啶，以及高级醇和高级脂肪酸酯的混合物，所谓的杂醇油。通常，未发酵的原料作为不溶性成分残留，形成悬浮液。

发酵乙醇的水溶液直接从发酵罐中通过发酵液原料管路6输入到精馏塔中，或储存到一个罐中再输入精馏塔。优选发酵乙醇的水溶液在输入精馏塔前通过粗过滤除去大的不溶性成分。此外，在发酵罐中发酵后的发酵乙醇的水溶液，由于脂肪酸副产品的存在，可能pH为3～5。因此，优选中和发酵乙醇水溶液中的酸性成分，例如，通过添加一种碱性成分。这种中和是有益的，因为能够有效地防止在纯化后酸污染无水乙醇。适于加入的碱性成分包括水溶性碱性化合物，如氢氧化钠，氢氧化钾和高锰酸钾。

在渗透汽化膜4中，乙醇/水混合蒸汽选择性通过分离膜，含少量乙醇的水蒸气被收集到分离膜的渗透侧。渗透侧的乙醇浓度为0.05～20%(例如，按重量计1％的乙醇)，且为了提高乙醇的回收率，该渗透物可回到精馏塔中进一步回收。另一方面，在分离膜的原料侧，水被除去，因此可以得到高纯的无水乙醇。

通常，透过分离膜的推动力是膜两侧水蒸气的分压差。因此，在本发明中，适宜使加热器20中的乙醇/水混合蒸汽产生一个相对高的压力，约200kPa(绝对压力)或更高，优选250～700kPa(绝对压力)，然后输入膜分离器。也适宜同时降低分离膜渗透侧的压力。具体来说，分离膜渗透侧通过渗透液冷凝器18与真空泵5相连使得该空间被抽为真空，透过分离膜的渗透蒸汽在渗透液冷凝器18中冷凝，产生冷凝液，该冷凝液优选回收到精馏塔。

这里对渗透汽化膜4没有特别的限制，只要它能从分离膜上的水蒸汽和乙醇蒸汽的混合蒸汽中分离出水蒸气。此外，对分离膜没有特别的限制，只要它能从乙醇水混合蒸汽中选择性地渗透水蒸汽。膜可以由聚合物如聚酰亚胺，高分子量聚乙烯醇类，或无机材料如沸石和氧化铝制成。关于膜分离器的类型，传统已知的类型就可以，例如壳管式组件装配的由不对称聚酰亚胺中空纤维膜组成的中空纤维分离膜组件，或管状分离膜组件装配的无机分子筛膜组件。

在得到了乙醇发酵液之后（或者对其进行了相应的预除杂处理之后），通过本发明提供的装置对其进行脱水处理，如图1所示，总体来说，采用的工艺中包括有三个精馏塔，从图中由左至右分别为加压精馏塔1、常压精馏塔2和减压精馏塔3，精馏塔实现发酵液的初步精馏脱水，塔顶的物料中的含水量降低至15～20%左右，精馏塔的塔顶物料要送入至渗透汽化膜4中进行进一步地脱水，渗透汽化膜4为优先透水膜，料液中的水会透过膜层进入至渗透侧，料液侧得到的是无水乙醇；本发明中的精馏塔之间是相互并联的，各自将精馏后的塔顶物料送入渗透汽化膜4进一步脱水，塔底的物料主要是水和其它杂质，可以送入其它的处理单元进行后续处理。

由于渗透汽化膜脱水得到的成品乙醇的温度较高，可以使用其对输入至系统内的发酵液的原料进行换热，以降低能耗，如图1中所示，通过将渗透汽化膜脱水得到的乙醇蒸汽不经冷凝直接与发酵液原料管路6通过换热器相互换热连接，即可将乙醇蒸汽的热量传递给原料，而且避免了使用冷凝器对产品进行冷却。

由于加压精馏塔1内的温度一般是高于常压精馏塔2的，而常压精馏塔2内的温度也一般是高于减压精馏塔3内的温度，在本实施例加压精馏的塔顶绝压0.4～0.45MPa，塔顶温度115～125℃，塔底温度140～150℃；常压精馏的塔顶绝压0.10～0.15MPa，塔顶温度80～90℃，塔底温度105～115℃；减压精馏的塔顶绝压0.015～0.020MPa，塔顶温度35～45℃，塔底温度65～75℃；本发明通过将加压精馏塔1的塔顶蒸汽排出管路与常压精馏塔2的釜液液通过再沸器进行换热连接，可以实现常压精馏塔2的塔底再沸热量完全由加压精馏塔1的塔顶产物提供，同样地，常压精馏塔2的塔顶蒸汽排出管路与减压精馏塔3的釜液通过再沸器进行换热连接，可以实现减压精馏塔3的塔底再沸热量完全由常压精馏塔2的塔顶产物提供，对所有的精馏塔提供热量只需要用蒸汽对加压精馏塔1的塔底处的再沸器进行供热即可。

另外，由于各个精馏塔的塔底的釜液主要是含有大量的水，釜液中也含有较多的热量，通过釜液与输入原料进行换热，也可以进一步地降低能耗。为了更好地利用成品乙醇、塔釜液中的热量，发酵液原料的换热顺序优选是通过四级预热，在本发明的一个优选实施方式中，发酵液原料是通过如下的四级换热：第一级：成品乙醇换热；第二级：精馏塔的塔釜液换热；第三级：成品乙醇换热；第四级：精馏塔的塔釜液换热。如图1中所示的这样，管路连接的方式为：发酵液原料管路依次与如下管路进行四级换热连接：第一级，渗透汽化膜的料液侧的排出管路；第二级，精馏塔塔釜液的排出管路；第三级，渗透汽化膜的料液侧的排出管路；第四级，精馏塔塔釜液的排出管路。

为了多方法进行热循环利用的问题，本发明中发现通过改变进料发酵液的合流与分流、釜底流的合流与分流的排布情况，能够有效地利用热量。在本发明的改进实施方式中，在发酵液进料与釜底液进行换热时，第二级换热是由将加压精馏塔1、常压精馏塔2、减压精馏塔3的釜底液混合之后，作为混合液与其进行换热的；另外，在对于发酵液原料的第四级换热时，本发明发现通过将发酵液原料分流之后，分别与加压和常压精馏塔的塔底液单独进行换热时，能够进一步地降低能耗，由于减压精馏塔3的塔釜液的温度较低，可以不进行第四级换热而只进行第二级换热；如图1所示，较优选的换热方式是：沿着塔釜物料的排出方向，加压精馏塔1的塔釜物料依次与单独进入加压精馏塔1、进入减压精馏塔3的原料进行换热，得到釜液a，常压精馏塔2的塔釜物料与单独进入常压精馏塔2的原料进行换热，得到釜液b；釜液a、釜液b与减压精馏塔3的塔釜液混合之后，再与未分流的发酵液进行换热。另外，在本发明的一个改进实施方式中，对于原料发酵液进行上述的第三级换热，也就是原料与成品乙醇进行换热时，是最好将原料分成多股流向各个精馏塔的物料，并且成品乙醇依次与这些物料进行换热，如图1中所示的那样，发酵液原料在经过釜底混合液的第二级换热之后，分成了多股分别流向各个精馏塔的物料，而成品乙醇在流出后，首先与进入加压精馏塔1的物料进行换热，再依次与流入常压精馏塔2和减压精馏塔3的物料进行换热，最后再与未分流的发酵液进行换热；在实际操作中，虽然也可以将成品乙醇的换热顺序进行改变，例如：首先与未分流的发酵原料进行换热，再依次与减压、常压、加压精馏的物料进行换热，但是后一种的能耗会比前一种更高。

作为本发明的一种改进实施方式，加压精馏塔、常压精馏塔的塔顶产物在分别与常压、减压的釜液液换热之后，部分回流进各个的塔内，这些物料可以形成塔顶回流液，使精馏过程中的气流分离效果更好，这也避免了在塔顶使用冷凝器，降低了能耗，而未凝的气体可以直接送入渗透汽化膜进行分离，如果温度略低时，也可以在其进入渗透汽化膜之前进行一定的加热。如图1～3中所示的这样，沿着加压精馏塔的塔顶物料排出方向，加压精馏塔的塔顶的出料管路与常压精馏塔的塔釜之间为换热连接，再通过第一分流装置连接在加压精馏塔的塔顶；沿着常压精馏塔的塔顶物料排出方向，常压精馏塔的塔顶的出料管路与减压精馏塔的塔釜之间为换热连接，再通过第二分流装置连接在常压精馏塔的塔顶；第一、第二分流装置7、8起的作用是将部分的经过换热的塔顶物料返回至各自的精馏塔，实现回流。

在减压精馏塔的塔顶物料可以采用常规冷凝器进行冷凝后部分回流至减压塔中。

 

实施例1

如图1，本发明实施例所述无水乙醇生产工艺中的分离技术所使用的设备包括：加压精馏塔1、常压精馏塔2、减压精馏塔3、渗透汽化膜4、真空泵5、再沸器；换热器；渗透液冷凝器18；加热器19；塔顶冷凝器20，各设备之间通过管线和阀门连接。

来自发酵工段的10900kg/h含乙醇11.4wt%的40℃原料液通过管路输入精馏-渗透汽化系统。加压精馏塔1的塔顶绝压0.42MPa，塔顶温度119℃，塔底温度146℃，塔底的再沸器的热量由一次蒸汽提供，回流比为0.58；常压精馏塔2的塔顶绝压0.13MPa，塔顶温度85℃，塔底温度109℃，加压精馏塔1的塔顶物料通过管路与常压精馏塔2塔底的再沸器进行换热连接，常压精馏塔2的塔底再沸的热量全部由高压塔塔顶产物提供，加压精馏塔1的塔顶物料进行换热之后，通过第一回流装置7部分回流至加压精馏塔1，回流比为0.58（可以称为加压精馏塔1的回流比）；所述减压精馏塔塔顶绝压0.02MPa，塔顶温度41℃，塔底温度67℃，常压精馏塔2的塔顶物料通过管路与减压精馏塔3塔底再沸器进行换热连接，塔底再沸的热量全部由常压塔塔顶产物提供，常压精馏塔的塔顶物料进行换热之后，通过第二回流装置8部分回流至常压精馏塔，回流比为0.61（可以称为常压精馏塔的回流比），减压精馏塔的塔顶的物料经过塔顶冷凝器20冷凝之后，部分回流至减压精馏塔，回流比为1.4。

经过渗透汽化膜4脱水之后的无水乙醇对原料进行预热到45℃，发酵液原料输入至系统之后，首先经过无水乙醇进行一级预热，接下来，三个精馏塔的塔釜液的混合液再对其进行二级预热到65℃，然后按质量比1.33:1:1分配比进行分流，分别进入加压、常压、减压精馏塔，并且经过无水乙醇的三级预热，如图1所示，对这三股物料进行预热的无水乙醇是位于无水乙醇流出方向的上流，而且是首先对进入加压精馏塔的原料进行预热到97℃，然后依次对进入常压和减压精馏塔的物料进行预热到85℃和80℃。这些原料接下来需要经过塔釜液的预热，这些塔釜液是位于塔釜混合液的上游，如图1中所示的那样，三股物料在汇集到一起对原料进行二级预热之前，是分别独立排出的，从加压精馏塔中流出的塔釜液首先是对进入加压精馏塔的原料进行四级预热122℃，再对进入减压精馏塔的物料预热至100℃，然后再与其它釜液进行汇集，而从常压精馏塔中排出的塔釜液是首先对进入常压精馏塔的原料进行四级预热100℃，然后再与其它釜液进行汇集，而减压精馏塔的塔釜液并不参加预热，由于它温度较低，直接与其它的塔釜液混合后，对发酵液原料进行二级预热。

加压精馏塔塔顶580kg/h含水14.6 wt %的乙醇、常压精馏塔塔顶450kg/h含水16.6 wt %的乙醇、减压精馏塔塔顶600kg/h含水19.5 wt %的乙醇混合后1630kg/h含水17 wt %的乙醇蒸发成为115℃饱和蒸汽进入渗透汽化膜脱水装置，采用200M²的分子筛膜，膜渗透侧压力为1500Pa,成品为99.7 wt %，300kg/h的渗透物经低温载冷剂冷凝到0℃后经釜残液预热到57℃再进入减压精馏塔进行回收。

采用本工艺艺需要蒸汽供热的为加压精馏塔1的塔底的再沸器和加热器19(用于对进入渗透汽化膜的蒸汽进行加热)，其他供热全部进行热量回用，获得99.7%的乙醇每吨需要的蒸汽量为1.35～1.40吨。本发明生产方法考虑了系统内的各级能量优化配置，从而实现系统节能的目的，与传统的工艺相比可节省蒸汽达30 ～50%以上。

 

实施例2

采用的装置如图2所示，与实施例1的区别在于：渗透汽化膜4的脱水乙醇的换热次序发生了变化，它首先是与发酵液原料的总料液进行第一级换热，接下来，原料液与精馏塔的塔釜的混合液进行第二级的换热，然后脱水乙醇依次与单独进入至减压、常压、加压精馏塔的物料进行换热，获得99.7%的乙醇每吨需要的蒸汽量为1.40～1.45吨。

 

实施例3

如图3所示，与实施例1的区别在于：渗透汽化膜4的脱水乙醇的换热方式发生了变化，它首先与经过了二级换热的发酵液进行三级换热，在三级换热时并非是像实施例1中那样是分别依次对进入三个精馏塔的原料液进行换热，而是对来自于换热器的发酵液总料液直接进行换热，之后再进行分流至三个精馏塔，分流后的料液再分别与精馏塔的塔釜液进行四级换热，获得99.7%的乙醇每吨需要的蒸汽量为1.4～1.5吨。