从秸秆糖加氢裂解产物中回收甲醇和乙醇的装置及方法

摘要

本发明涉及从秸秆糖加氢糖裂产物中分离甲醇和乙醇的装置及方法。包括脱轻塔、脱水塔和甲乙醇分离塔；脱轻塔塔顶气相管道分别与脱水塔再沸器、甲乙醇塔再沸器相连，冷凝回收甲乙醇水溶液进入到脱水塔进一步脱去水分，脱水塔顶回收甲乙醇进入到甲乙醇分离塔，甲乙醇顶得到甲醇，塔底得到乙醇；三塔唯一外加蒸汽是对脱轻塔再沸器加热，然后由脱轻塔产生的蒸汽为再沸器和甲乙醇塔再沸器加热。脱轻塔的操作压力高于脱水塔与甲乙醇分离塔的操作压力，使得脱轻塔的塔顶气相的温度和脱水塔、甲乙醇分离塔釜再沸气相的温度之差达到最小热温差以上，并且使得脱甲乙醇塔塔顶冷凝放出的热量和脱水塔、甲乙醇分离塔釜再沸所需的热量匹配。

说明书

技术领域

本发明属于精馏技术领域，涉及一种从农作物秸秆为原料制备的多元元醇中分离甲醇和乙醇的方法，特别是从秸秆糖加氢糖裂产物中分离甲醇和乙醇的装置及方法。

背景技术

在众多可再生资源中，生物质以其来源广泛、价格低廉的特点备受关注，采用农作物秸秆为原料制备小分子多元醇是可再生资源替代石油资源有效途径。在生物质转化过程中，裂解产物比较复杂，要想达到精确分离需要消耗大量能量，造成产品的成本较高，成为大工业化生产的瓶颈。

专利CN103667365A采用秸秆为原料进行稀酸浸渍纤维素酶水解等方式得到秸秆糖，再有秸秆糖在专用的镍合金催化剂作用下经过加氢裂解得到甲乙醇，小分子量的二元醇及多元醇。经过精馏分离得到甲乙醇混合物，乙二醇及丙二醇产品。CN101041613A分离纯化多元醇的采用化学法及物理法结合的方式，采用正丁醛与多元醇先得到缩醛，然后再用甲基环己烷做萃取剂将醛从水中分离，通过水解精馏等方式将丙二醇和丁二醇进行分离。由于加入第三组分通过反应形成过渡中间物，使得操作过程复杂，并造成废水的二次污染，整个工艺中也没有甲、乙醇分离。

目前常规的装置如图2所示，包括有脱轻塔C-101，脱水塔C-102，甲乙醇分离塔C-103。原料管线与脱轻塔的中部相连，脱轻塔塔顶采出管线与脱水塔进料相连，脱水塔C-102塔顶采出管线与甲乙醇塔C-103进料口相连。外加热蒸汽要对三塔再沸器提供加热。

实际上，在以上裂解产物中，会含有少量的甲乙醇产物，要想得到后续的丙二醇及乙二醇产品，适应大工业化生产，需要先将甲乙醇从裂解产物中分离。虽然这些产物沸点比较低，采用通用的精馏方式从裂解产物中比较容易分离，但要进行大工业化生产并得到市售级的产品，加热蒸汽的消耗是不可忽视的。

本发明的目的就是提供一种从秸秆糖加氢糖裂产物中分离甲醇和乙醇的技术。解决现有处理方法存在能耗高、纯度低等问题。

发明内容

为了解决现有技术的问题，本发明拟通过采用分离设备之间的热量匹配，达到从秸秆糖裂解产物中回收甲醇乙醇的同时，降低整个回收装置的能耗，实现节能减排的目的。

本发明的技术方案如下：

从秸秆糖加氢裂解产物中回收甲醇和乙醇的装置；

包括脱轻塔、脱水塔和甲乙醇分离塔；脱轻塔塔顶气相管道分别与脱水塔再沸器、甲乙醇塔再沸器相连，冷凝回收甲乙醇水溶液进入到脱水塔进一步脱去水分，脱水塔顶回收甲乙醇进入到甲乙醇分离塔，甲乙醇顶得到甲醇，塔底得到乙醇；三塔唯一外加蒸汽是对脱轻塔再沸器加热，然后由脱轻塔产生的蒸汽为再沸器和甲乙醇塔再沸器加热。

脱轻塔的操作压力高于脱水塔与甲乙醇分离塔的操作压力，使得脱轻塔的塔顶气相的温度和脱水塔、甲乙醇分离塔釜再沸气相的温度之差达到最小热温差以上，并且使得脱甲乙醇塔塔顶冷凝放出的热量和脱水塔、甲乙醇分离塔釜再沸所需的热量匹配。

所述脱轻塔条件：塔顶温度112～142.4℃，塔釜温度122～153℃，操作压力0.2～0.5MPa，回流比0.55～0.15。

所述脱水塔条件：塔顶温度59.7～70℃，塔釜温度89.7～100℃，操作压力0.07～0.1MPa，回流比15。

所述甲乙醇分离塔条件：塔顶温度64.8℃，塔釜温度84.2℃，操作压力0.1MPa，回流比15。

具体说明如下：

本发明的工艺装置如图1所示，包括有脱轻塔C-101，脱水塔C-102，甲乙醇分离塔C-103和接受罐V-101；原料管线与脱轻塔的中部相连，脱轻塔塔顶采出管线分别与脱水塔C-102再沸器E-102和甲乙醇塔再沸器E-104相连，甲乙醇塔再沸器E-104凝液管线与凝液接受罐V-101相连，接受罐V-101出料一部分与脱轻塔C101顶部相连，一部分与脱水塔C-102中部相连；脱水塔C-102塔顶采出管线与甲乙醇塔C-103进料口相连；

三塔唯一外加蒸汽是对脱轻塔再沸器E-101加热，本发明通过对脱轻塔进行外加蒸汽加热，然后由脱轻塔产生的蒸汽给E-102和E-104加热。而现有技术还需要对脱水塔再沸器E-101，脱水塔再沸器E-102，甲乙醇塔再沸器E-103进行加热。

本发明的操作方法如下：

裂解产物进入脱轻塔C-101的中部，塔顶采出轻组分蒸汽2分别经过去脱水塔再沸器E-102的轻组分加热蒸汽管线3连接脱水塔C-102的再沸器E-102、去甲乙醇塔再沸器E-103的轻组分加热蒸汽管线4连接甲乙醇塔C-103再沸器E-104；凝液接收罐V-101中轻组分蒸汽凝液一部分经过去脱轻塔C-101管线5作为回流进入脱轻塔C-101中，另一部分通过连接凝液罐与脱水塔进料管线6进入脱水塔C-102中。脱水塔C-102塔顶蒸汽经过冷凝后一部分回流到入C-102塔,另一部进入甲乙醇塔C-103塔中。甲乙醇塔C-103塔顶蒸汽经过冷凝后，一部分回流到C-103塔的顶部，另一部分作为产品甲醇采出，塔釜作为95％乙醇回收。

本发明的工艺条件如下：

脱轻塔C-101条件：塔顶温度112～142.4℃，塔釜温度122～153℃，操作压力0.2～0.5MPa，回流比0.55～0.15；

脱水塔C-102条件：塔顶温度59.7～70℃，塔釜温度89.7～100℃，操作压力0.07～0.1MPa，回流比15；

甲乙醇分离塔C-103条件：塔顶温度64.8℃，塔釜温度84.2℃，操作压力0.1MPa，回流比15；

本法明从多元醇中回收甲乙醇的分离装置主要包括：脱轻塔、脱水塔和甲乙醇分离塔；脱轻塔塔顶气相管道分别与脱水塔再沸器、甲乙醇塔再沸器相连，冷凝回收甲乙醇水溶液进入到脱水塔进一步脱去水分，脱水塔顶回收甲乙醇进入到甲乙醇分离塔，甲乙醇顶得到甲醇，塔底得到95％乙醇。

本发明的特点在于：将脱轻塔的操作压力高于脱水塔与甲乙醇分离塔的操作压力，使得脱轻塔的塔顶气相的温度和脱水塔、甲乙醇分离塔釜再沸气相的温度之差达到最小热温差以上，并且使得脱甲乙醇塔塔顶冷凝放出的热量和脱水塔、甲乙醇分离塔釜再沸所需的热量匹配。这样，即可用脱轻塔顶蒸汽放出的热量来同时加热脱水塔与甲乙醇分离塔釜的液相，利用该三股物料的匹配换热从而实现三塔的热量匹配，充分利用塔顶蒸汽的热量，达到节能的目的。实现节能的目标。

本发明的优点在于：(1)将脱轻塔的塔顶蒸汽与脱水塔再沸器与甲乙醇分离塔再沸器进行热量匹配，降低了热源消耗；(2)省去了或减少了脱轻塔的塔顶冷凝器传热面积，节省设备投资费用。

附图说明

图1为从秸秆糖裂解产物中回收甲乙醇的分离工艺基本流程图，此处没有画出不影响本发明理解的设备和过程。

图2为从秸秆糖裂解产物中回收甲乙醇通用的精馏分离的基本流程图，此处没有画出不影响本发明理解的设备和过程。

附图中，各标号所代表的部件列表如下：C-101脱轻塔，C-102脱水塔，C-103甲乙醇分离塔；E-101脱轻塔再沸器，E-102脱水塔再沸器，E-103脱水塔冷凝器，E-104甲乙醇分离塔再沸器，E-105甲乙醇分离塔冷凝器。V-101凝液罐。

附图中，各标号所代表的流股列表如下：1加氢裂解原料，2脱轻塔顶采出轻组分蒸汽，3去脱水塔再沸器E-102的轻组分加热蒸汽，4去甲乙醇塔再沸器E-103的轻组分加热蒸汽，5进入C-102轻组分，6为回流到C-101轻组分，7为C-101塔釜采出低分子量多元醇水溶液。8为轻组分蒸汽凝液，9为E-102轻组分蒸汽凝液，10为C-102塔釜排出废水，11为C-102塔顶甲乙醇蒸汽，12为进料C-103甲乙醇混合液，13为回流到C-102甲乙醇混合液，14为E-104轻组分蒸汽凝液，15为C-103塔顶甲醇蒸汽，16为回流到C-103甲醇，17为C-103塔顶采出甲醇产品，18为C-103塔釜采出95％乙醇产品。

具体实施方式

下面结合附图和实施例详细描述本发明。

本发明的工艺流程如图1所示，包括有脱轻塔C-101，脱水塔C-102，甲乙醇分离塔C-103和接受罐V-101；原料管线与脱轻塔的中部相连，脱轻塔塔顶采出管线分别与脱水塔C-102再沸器E-102和甲乙醇塔再沸器E-104相连，甲乙醇塔再沸器E-104凝液管线与凝液接受罐V-101相连，接受罐V-101出料一部分与脱轻塔C101顶部相连，一部分与脱水塔C-102中部相连；脱水塔C-102塔顶采出管线与甲乙醇塔C-103进料口相连。

裂解产物1进入脱轻塔C-101的中部，脱轻塔塔底设置再沸器E101，有外部蒸汽加热。塔顶采出轻组分蒸汽2分出两股轻组分蒸汽3和轻组分蒸汽4，轻组分蒸汽3直接给C-102塔再沸器加热，该再沸器加热轻组分蒸汽凝液9回到凝液罐V-101中，另一流股轻组分蒸汽4直接给C-103再沸器E-104加热，该再沸器轻组分蒸汽凝液14回V-101中。V-101中轻组分蒸汽凝液8分成两股物料轻组分蒸汽凝液5和轻组分凝液6，轻组分蒸汽凝液5作为回流进入脱轻塔C-101中，轻组分凝液6作为进料进入脱水塔C-102塔中。C-102塔顶分离的甲乙醇蒸汽11，经过塔顶冷凝器E-103冷却后得到甲乙醇混合液，一部分甲乙醇混合液12回流到C-102塔的顶部,另一部甲乙醇混合液12进入甲乙醇塔C-103塔进料。C-103塔顶分离的甲醇蒸汽15经过塔顶冷凝器E-105冷却后分两部分，一部分液相甲醇16流股回流到C-103塔的顶部，另一部分流股17作为产品甲醇采出。塔釜出料流股18采出乙醇产品。

C-101塔釜采出流股7为脱甲乙醇后的低分子量多元醇水溶液，进一步进行处理。

C-102塔釜采出流股10为废水，处理后达标排放。

对本领域的熟练技术人员来说，应该了解到是在上面的装置和下列实施例中公开的技术代表本发明人所发明的技术，其在本发明的实施中很好地起作用，并因而可以认为这些技术构成了其实施的优选模式。但本领域的熟练技术人员应该理解，基于这些公开内容，在不偏离本发明范围的情况下，可以对这里所公开的具体实施方案进行许多改变，并且仍然可以得到相同或类似结果。需要特别说明的是，以下示例中数据是仔细模拟的结果，试验或全规模的研究并不能改变结论性的东西。

实施例1

如图1所示。以处理每小时12364kg含甲醇0.3～0.4％，乙醇,0.2％～0.3％，低分子量多元醇占25～30％，水占70～75％等秸秆糖裂解产物为例，将脱轻塔(加压塔)的操作压力适当提高为绝压0.5MPa，脱水塔和甲乙醇分离塔的操作压力为绝压0.1MPa，用加压塔塔顶蒸汽2给脱水塔再沸器E101和甲乙醇分离塔再沸器E-103加热，利用该S三股物料的匹配换热，此时三塔中的再沸器的热负荷如表1所示，各塔具体条件见表2。

表2实施例1各塔的操作条件

实施例2

如图1所示。以处理每小时12364kg含甲醇0.3～0.4％，乙醇,0.2％～0.3％，低分子量多元醇占25～30％，水占70～75％等秸秆糖裂解产物为例，将脱轻塔(加压塔)的操作压力适当提高为绝压0.4MPa，脱水塔C-102和甲乙醇分离塔的操作压力为绝压0.1MPa，用加压塔塔顶蒸汽2给脱水塔再沸器E101和甲乙醇分离塔再沸器E-103加热，利用该S三股物料的匹配换热，此时三塔中的再沸器的热负荷如表1所示，各塔具体条件见表3。

表3实施例2各塔的操作条件

操作条件脱轻塔脱水塔甲乙醇分离塔塔顶温度134.67064.8塔釜温度145.310084.2操作压力0.40.10.1回流比0.21515理论板数202828进料位置101616

实施例3

如图1所示。以处理每小时12364kg含甲醇0.3～0.4％，乙醇,0.2％～0.3％，低分子量多元醇占25～30％，水占70～75％等秸秆糖裂解产物为例，将脱轻塔(加压塔)的操作压力适当提高为绝压0.3MPa，脱水塔C-102和甲乙醇分离塔的操作压力为绝压0.1MPa，用加压塔塔顶蒸汽2给脱水塔再沸器E101和甲乙醇分离塔再沸器E-103加热，利用该S三股物料的匹配换热，此时三塔中的再沸器的热负荷如表1所示，各塔具体条件见表4。

表4实施例3各塔的操作条件

操作条件脱轻塔脱水塔甲乙醇分离塔塔顶温度125.47064.8塔釜温度135.810084.2操作压力0.30.10.1回流比0.351515理论板数202828进料位置101616

实施例4

如图1所示。以处理每小时12364kg含甲醇0.3～0.4％，乙醇,0.2％～0.3％，低分子量多元醇占25～30％，水占70～75％等秸秆糖裂解产物为例，将脱轻塔(加压塔)的操作压力适当提高为绝压0.2MPa，脱水塔C-102操作压力为绝压0.07MPa，甲乙醇分离塔的操作压力为绝压0.1MPa，用加压塔塔顶蒸汽2给脱水塔再沸器E101和甲乙醇分离塔再沸器E-103加热，利用该S三股物料的匹配换热，此时三塔中的再沸器的热负荷如表1所示，各塔具体条件见表4。

表5实施例4各塔的操作条件

操作条件脱轻塔脱水塔甲乙醇分离塔塔顶温度11259.764.8塔釜温度12289.784.2操作压力0.20.070.1回流比0.551515理论板数202828进料位置101616

比较例1

如图2所示，采用传统非热耦合工艺。以处理每小时12364kg含甲醇0.3～0.4％，乙醇,0.2％～0.3％，低分子量多元醇占25～30％，水占70～75％等秸秆糖裂解产物为例，脱轻塔的操作压力为绝压0.1MPa，脱水塔C-102和甲乙醇分离塔的操作压力为绝压0.1，，此时的三塔中的再沸器的热负荷如表1所示，各塔具体条件见表6。

表6比较例1各塔的操作条件

操作条件脱轻塔脱水塔甲乙醇分离塔塔顶温度92.67064.8塔釜温度102.510084.2操作压力0.10.10.1回流比11515理论板数202828进料位置101616

表1各再沸器热负荷及节能

以上实例表明，通过采用本发明技术，能够将秸秆糖加氢裂解产物中甲醇和乙醇有效的分离，并节约能耗35％以上。