專利名稱：生物丁醇生產(chǎn)方法及設備的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種生物丁醇的生產(chǎn)方法及設備。特別是以淀粉質(zhì)及糖質(zhì)為原料采用生物 發(fā)酵法制取丁醇的生產(chǎn)方法及設備。
背景技術(shù)：
丁醇是優(yōu)良的有機溶劑和重要的化工原料，廣泛用于化工、塑料、有機合成、油漆、 醫(yī)藥等領(lǐng)域。丁醇作為燃料，其熱值和汽油相當，高于乙醇，隨著石油資源的枯竭，丁醇 作為新一代的生物燃料，正在得到越來越多的關(guān)注。
生物丁醇的生產(chǎn)是以玉米、小麥、高粱、紅薯、木薯等淀粉質(zhì)為原料，或以甘蔗、糖 蜜、菊芋等糖質(zhì)為原料，經(jīng)發(fā)酵基質(zhì)制備、發(fā)酵、溶劑蒸餾和廢醪液處理四個工段而得成 品。由于全球石油資源的緊俏以及生物技術(shù)的飛速發(fā)展，，生物質(zhì)資源的研究越來越得到 重視。
發(fā)酵法生產(chǎn)丁醇產(chǎn)品，副產(chǎn)丙酮和乙醇，其聯(lián)合產(chǎn)品共稱為總?cè)軇?。我國從二十世紀 五十年代開始用糧食發(fā)酵法生產(chǎn)丁醇，七十年代后有較大較快發(fā)展，目前擁有發(fā)酵丙酮丁 醇總?cè)軇┥a(chǎn)裝置約30套。 '
傳統(tǒng)的發(fā)酵法丙酮丁醇生產(chǎn)方法及設備生產(chǎn)1噸溶劑一般需要消耗玉米4噸或糖蜜7 噸以上，新鮮蒸汽13噸以上，存在著能耗物耗高，制造成本較高，水污染嚴重等問題。
因此，采用現(xiàn)代化工技術(shù)和裝備，開展作為新一代的生物質(zhì)替代資源的生物丁醇的研 究，改進和完善生物丁醇生產(chǎn)方法及設備，降低生物丁醇生產(chǎn)過程的能耗和物耗，減少生 產(chǎn)過程中排放物對環(huán)境的不利影響，降低產(chǎn)品的生產(chǎn)成本，解決生物丁醇產(chǎn)品作為替代資 源推廣使用的制約因素，提高生物丁醇產(chǎn)品的市場競爭力，正在得到越來越多的國家和企 業(yè)公司的重視。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明針對丁醇丙酮總?cè)軇┑纳a(chǎn)發(fā)明了采用發(fā)酵法制取生物丁醇的生產(chǎn)方法及設備。
本發(fā)明的生物丁醇生產(chǎn)方法及設備的原料為玉米、小麥、高梁、水稻、木薯和紅薯等 淀粉質(zhì)原料，以及甘蔗和糖蜜等糖質(zhì)原料，解決或改善了目前發(fā)酵法丙酮丁醇生產(chǎn)方法及 設備存在著能耗物耗高，工藝水用量及污水排放量大等問題。
本發(fā)明的生物丁醇生產(chǎn)方法，包括發(fā)酵基質(zhì)制備、發(fā)酵、溶劑精餾和廢醪液處理四個
生產(chǎn)單元，精餾單元包括醪塔、乙丙塔、丁醇塔、丙酮塔、脫醛塔和乙醇塔；其中精餾單元的工藝流程如下成熟醪進料送至一醪塔， 一醪塔側(cè)采進入二醪塔， 一醪塔和二醪塔頂 采出的含水30~80%的粗溶劑一并送至乙丙塔進一歩精制；物料經(jīng)乙丙塔得粗丁醇和丙酮、 乙醇、水的混合物；粗丁醇經(jīng)丁醇塔精制得丁醇成品；丙酮、乙醇、水的混合物經(jīng)丙酮塔 得粗丙酮和粗乙醇；粗丙酮經(jīng)脫醛塔精制得丙酮成品；粗乙醇經(jīng)乙醇塔精制得乙醇成品。 所述的一醪塔、二醪塔的進料以串聯(lián)方式相連； 一醪塔與二醪塔的出料以并聯(lián)方式相連。
所述的乙丙塔塔釜采出物料經(jīng)冷卻后送至分相器，分相器富集丁醇的油相部分經(jīng)醇相 接受罐送至一丁醇塔，水層經(jīng)水相接收罐送至二醪塔。
所述的丁醇塔分為一丁醇塔和二丁醇塔，二丁醇塔側(cè)線采出丁醇成品，二丁醇塔塔頂 物料排雜后全回流或部分回流部分返回醇相接收罐。
所述的脫醛塔分為一醛塔和二醛塔， 一醛塔塔釜物料送至二醛塔，二酸塔側(cè)線采出丙 酮成品； 一醛塔塔頂物料排雜后全回流或返回丙酮塔或返回乙丙塔，二醛塔塔頂物料排雜 后全回流或返回丙酮塔或返回乙丙塔，二醛塔塔釜物料返回丙酮塔或二醪塔或乙丙塔。
所述的溶劑精餾單元的一醪塔的操作壓力為絕對壓力0.005-0.4MPa， 二醪塔的操作壓 力為絕對壓力0.02-0.6MPa，乙丙塔的操作壓力為絕對壓力0.01-0.5MPa， 一丁塔的操作壓 力為絕對壓力0.015-0.55MPa， 二丁塔的操作壓力為絕對壓力0.025-0.65MPa，丙酮塔的操 作壓力為絕對壓力0.01-0.4MPa， 一醛塔的操作壓力為絕對壓力0.004-0.5MPa， 二醛塔的操 作壓力為絕對壓力0.004-0.45MPa，乙醇塔的操作壓力為絕對壓力0.01-0.5MPa。
所述的發(fā)酵單元的廢氣洗滌水和新鮮水經(jīng)過發(fā)酵基質(zhì)制備單元的一級冷卻器，以及閃 蒸降溫罐產(chǎn)生的蒸汽進行預熱。
所述的廢醪液處理單元采用機械蒸發(fā)再壓縮技術(shù)。
所述的發(fā)酵基質(zhì)制備單元采用的拌料水包括廢氣洗滌水、.新鮮水、蒸發(fā)凝水、溶劑精 餾單元的工藝廢水以及來自廢液處理單元的部分回配清液。發(fā)酵單元的廢氣洗滌水和新鮮
水經(jīng)過發(fā)酵基質(zhì)制備單元的一級冷卻器以及閃蒸降溫罐產(chǎn)生的蒸汽進行預熱。傳統(tǒng)生產(chǎn)方 法的拌料水為新鮮水。
本發(fā)明的生物丁醇生產(chǎn)方法的設備，精餾單元包括醪塔、乙丙塔、丁醇塔、丙酮塔、 脫酸塔和乙醇塔，所述的精餾單元的乙丙塔、丁醇塔、丙酮塔、脫醛塔和乙醇塔采用填料 結(jié)構(gòu)或板式和填料的復合結(jié)構(gòu)。
傳統(tǒng)的生物丁醇生產(chǎn)方法，精餾單元包括醪塔、乙丙塔、丁醇塔、丙酮塔、脫醛塔和 乙醇塔，成熟醪進料至醪塔，醪塔塔頂采出物料送至乙丙塔精制，當生產(chǎn)規(guī)模較大， 一臺 醪塔無法操作時，釆用多臺醪塔并聯(lián)的方式進料，從而降低單個醪塔的處理量，但每臺醪 塔的功能完全相同。
本發(fā)明的生物丁醇生產(chǎn)方法，所述的一醪塔、二醪塔的進料以串聯(lián)方式相連； 一醪塔 與二醪塔的出料以并聯(lián)方式相連。 一醪塔、二醪塔為功能不同的兩個塔，并非傳統(tǒng)工藝中 的兩臺醪塔。同時一醪塔塔頂物料蒸汽為二醪塔再沸器加熱介質(zhì)，實現(xiàn)一醪塔與二醪塔的 差壓熱耦合，大幅度降低生物丁醇生產(chǎn)中精餾單元的能耗。采用本發(fā)明的生物丁醇生產(chǎn)方法及設備，丁醇產(chǎn)品滿足丁醇產(chǎn)品國標GB/T6027-1998; 丙酮產(chǎn)品滿足丙酮產(chǎn)品國標GB/T6026-1998，乙醇產(chǎn)品滿足乙醇產(chǎn)品國標GB/T394. 1-1994。 采用本發(fā)明的優(yōu)點在于精餾單元總?cè)軇┦章士蛇_到99%以上，每噸總?cè)軇┫男迈r蒸汽 5.5-7.5噸，大幅度降低生物丁醇生產(chǎn)裝置能耗，降低產(chǎn)品的生產(chǎn)成本，提高發(fā)酵法丙酮 丁醇產(chǎn)品的市場競爭力。
本發(fā)明的生物丁醇生產(chǎn)方法，生產(chǎn)方法及設備的具體生產(chǎn)過程說明如下 1.發(fā)酵基質(zhì)制備單元
發(fā)酵基質(zhì)制備生產(chǎn)過程參見圖l一發(fā)酵基質(zhì)制備單元流程圖。對于淀粉質(zhì)原料，首先 將原料清理脫雜，再進行粉碎。粉碎后的原料在粉漿罐中加拌料水制成粉漿，控制粉槳濃 度在5 10%。溫度為80'C 10(TC，拌料水為廢氣洗滌水、新鮮水、精餾單元的工藝廢 水、蒸發(fā)凝水以及來自廢液處理單元的部分回配清液。廢氣洗滌水和新鮮水經(jīng)過一級冷卻 器，以及閃蒸降溫罐產(chǎn)生的蒸汽進行預熱。預熱到8(TC 11(TC的工藝水被送至粉漿罐進 行拌料操作。利用閃蒸降溫罐產(chǎn)生的蒸汽對拌料水進行預熱，可以降低粉漿噴射器蒸煮升 溫的蒸汽消耗。
傳統(tǒng)的丙酮丁醇生產(chǎn)工藝，由于工藝廢水沒有合理的利用和加熱方案，在粉漿罐中不 得不添加大量的新鮮水，滿足拌料要求，加大了丙酮丁醇生產(chǎn)過程的污水處理量和排放量， 同時粉漿升溫也消耗大量的新鮮蒸汽，生產(chǎn)噸總?cè)軇┰诎l(fā)酵基質(zhì)制備單元的新鮮蒸汽消耗 約4. 5噸。
本發(fā)明由于采用廢氣洗滌塔的洗滌水、精餾單元的廢水、蒸發(fā)凝水以及來自廢液處理 單元的部分回配清液的拌料方案，并利用閃蒸降溫罐產(chǎn)生的蒸汽對工藝水進行預熱，使拌 料水加熱到設計溫度可以不消耗新鮮蒸汽，同時減少了丙酮丁醇生產(chǎn)過程中新鮮工藝水的 消耗量，生產(chǎn)噸總?cè)軇┰诎l(fā)酵基質(zhì)制備單元的新鮮蒸汽消耗小于3噸。 '
粉漿罐內(nèi)的粉漿經(jīng)粉漿泵送至噴射加熱器，噴射加熱器通過控制水蒸氣的量控制物料 加熱溫度，噴射器出口物料溫度控制到10(TC 14(rC，粉漿溫度升高到設定的溫度后，送 至維持罐中停留5 60分鐘后，物料進入到閃蒸降溫罐，通過壓力控制蒸煮罐的溫度為100 'C 12(TC，閃蒸汽通過管線送至工藝水罐預熱拌料水，料液在蒸煮罐內(nèi)停留30 240分 鐘進行蒸煮操作。
完成蒸煮操作的醪液通過兩級冷卻將溫度降至35 4(TC。第一級冷卻介質(zhì)為作為拌料 水的來自發(fā)酵工段的廢氣洗滌塔的洗滌水及一次水，該拌料水通過換熱，溫度升高后，送 至工藝水罐。第二級冷卻介質(zhì)為溫度低于發(fā)酵溫度的冷卻水。冷卻后的醪液部分送入接種 罐，部分送至發(fā)酵罐。
本發(fā)明將來自發(fā)酵單元的廢氣洗滌塔的洗滌水和新鮮水通過一級冷卻器冷卻醪液。提 高了拌料水的進料溫度，降低了粉漿蒸煮操作的蒸汽消耗。傳統(tǒng)的生產(chǎn)工藝，通常全部采 用循環(huán)冷卻水冷卻醪液，用新鮮蒸汽加熱粉漿，增加了丙酮丁醇的生產(chǎn)成本。 2.發(fā)酵單元
生物丁醇發(fā)酵生產(chǎn)過程參見圖2 —發(fā)酵單元流程圖。生物丁醇發(fā)酵單元采用的操作方
6式為連續(xù)，或半連續(xù)，或間歇，整個系統(tǒng)主要由多個發(fā)酵罐、醪液儲罐和廢氣洗滌塔等組 成。
將丙酮丁醇菌種逐級擴大培養(yǎng)到一定量送至發(fā)酵罐，實現(xiàn)丙酮丁醇的發(fā)酵操作。發(fā)酵 過程發(fā)酵體系溫度控制在35-4(TC，發(fā)酵周期在45 70 h左右，得到總?cè)軇舛葹?. 5 2.5%的發(fā)酵醪。發(fā)酵醪中除含有大量的水、丙酮、丁醇和乙醇以外，還含有乙醛、丙烯 醛和異戊醇等雜質(zhì)，發(fā)酵罐通過低于發(fā)酵溫度的冷卻水和換熱器實現(xiàn)操作溫度控制，成熟 醪送至精餾單元精制。
原料糖蜜經(jīng)沉淀除渣，送入預處理罐，加水稀釋至糖濃度為6.8%，加酸調(diào)解pH值為 弱酸性，直接通入蒸汽在120-14(TC進行殺菌處理，然后冷卻至35'C進入發(fā)酵罐進行發(fā)酵 操作，發(fā)酵過程同于淀粉發(fā)酵過程。 3.精餾單元
生物丁醇精餾生產(chǎn)過程參見圖3—丙酮丁醇精餾單元流程圖，來自發(fā)酵單元的成熟醪在 精餾單元經(jīng)過精餾得到丁醇、丙酮和乙醇產(chǎn)品。
本發(fā)明的精餾單元包括醪塔、乙丙塔、丁醇塔、丙酮塔、脫醛塔和乙醇塔，本發(fā)明依 據(jù)丙酮、丁醇和乙醇產(chǎn)品的精餾工藝特性，對乙丙塔、丁醇塔、丙酮塔、脫醛塔和乙醇塔
采用填料，或板式和填料的復合結(jié)構(gòu)
為了降低精餾能耗將醪塔變?yōu)橐货菜投菜蓚€塔；將脫醛塔分為兩個一醛塔和二 醛塔，實現(xiàn)丙酮產(chǎn)品的精制，簡化操作過程。
本發(fā)明的生物丁醇生產(chǎn)方法，所述的精餾單元是通過下述方案實現(xiàn)的。成熟醪進料送 至一醪塔， 一醪塔側(cè)采進入二醪塔，二醪塔塔頂物料蒸汽作為一醪塔再沸器的加熱介質(zhì)實 現(xiàn)兩醪塔的差壓熱耦合。成熟醪在醪塔內(nèi)脫除水、有機酸和重組分雜質(zhì)。'一醪塔和二醪塔 頂采出的含水30~80%的粗溶劑一并送至乙丙塔進一歩精制，塔釜采出的廢醪液送至廢醪液 處理單元。醪塔采用間接蒸汽加熱，大大減少廢水的排放；乙丙塔塔頂采出的丙酮、乙醇 和水的混合物經(jīng)冷凝后進入丙酮塔，塔釜采出物料經(jīng)冷卻后送至分相器，分相器富集丁醇 的油相經(jīng)醇相接收罐送至一丁醇塔，分相器水層經(jīng)水相接收罐送至一醪塔或二醪塔回收丁 醇，分相器溫度控制在20-45°C; —丁醇塔塔塔頂物料蒸汽直接進入乙丙塔，一丁醇塔側(cè) 線采出粗丁醇進入二丁醇塔精制，塔釜排出丁醇油餾股送至丁醇油回收塔；二丁醇塔塔頂 物料蒸汽排雜后全回流或部分回流部分返回醇相接收罐，塔釜物料排出去丁醇油回收塔或 一丁醇塔，二丁醇塔側(cè)線采出丁醇產(chǎn)品；丙酮塔塔頂物料蒸汽經(jīng)冷凝后送至一酵塔，塔釜 采出乙醇富集餾股，送至乙醇塔精制； 一醛塔接受丙酮塔來的粗丙酮，塔頂物料蒸汽經(jīng)冷 凝后或返回乙丙塔或返回丙酮塔或排雜后全回流，塔釜物料送至二醛塔精制；二醛塔塔頂 物料蒸汽經(jīng)冷凝后或返回乙丙塔或返回丙酮塔或排雜后全回流，塔釜物料送至乙丙塔或二 醪塔或丙酮塔，二醛塔側(cè)線采出丙酮產(chǎn)品；乙醇塔塔頂物料蒸汽經(jīng)冷凝后送至丙酮塔或送 至乙丙塔，側(cè)線采出乙醇產(chǎn)品，乙醇塔釜物料返回乙丙塔。 4.廢醪液處理單元
生物丁醇生產(chǎn)廢醪液處理過程參圖4 —廢醪液處理單元流程圖。廢醪液處理單元包括離心分離、多效蒸發(fā)和濕糟干燥過程。
來自精餾單元的廢醪液經(jīng)過固液分離裝置實現(xiàn)液固分離，分離后的濕糟送至干燥裝置
干燥，干燥機產(chǎn)生的干糟一DDGS，可根據(jù)用戶的要求，直接包裝出售，也可以進行造粒， 以顆粒形式出售。干燥機產(chǎn)生的二次蒸汽引入蒸發(fā)濃縮工段，作為多效蒸發(fā)熱源；分離后 的清液的0 50%部分送至發(fā)酵基質(zhì)制備單元回配，剩余部分進行多效蒸發(fā)濃縮，濃漿與 濕糟一起進行干燥，蒸發(fā)凝水依據(jù)原料不同全部或部分回配用于發(fā)酵基質(zhì)制備。多效蒸發(fā)裝 置采用機械蒸發(fā)再壓縮MVR技術(shù)增壓強化，可大幅降低蒸汽消耗。
本發(fā)明可有效降低生物丁醇生產(chǎn)過程中物耗和能耗，減少生產(chǎn)過程中污水排放量，提 高生物丁醇產(chǎn)品的市場競爭力


圖l:發(fā)酵基質(zhì)制備單元流程示意圖2:發(fā)酵單元流程示意圖3:精餾單元流程示意圖4:廢醪液處理單元流程示意圖。
具體實施例方式
以下結(jié)合附圖和具體實施例進一歩說明本發(fā)明的實施過程。 實施例1:
以淀粉質(zhì)原料如玉米、小麥、高粱、水稻、紅薯、木薯等為原料，或以糖質(zhì)原料如甘 蔗、糖蜜、菊芋等為原料，采用圖l、圖2、圖3和圖4所示的生產(chǎn)方法進行丁醇溶劑的 生產(chǎn)。本實施例以玉米為原料生產(chǎn)丙酮、丁醇，以其他原料生產(chǎn)丙酮丁醇的工藝過程大致 相同。
將淀粉含量為64%的玉米原料，連續(xù)清理脫雜后粉碎。粉碎后的原料在粉漿罐加拌料 水制成粉漿，控制粉漿濃度為8%。溫度約為9(TC，拌料水為廢氣洗滌水、新鮮水、蒸發(fā) 凝水、精餾單元的廢水以及來自廢液處理單元的部分回配清液。廢氣洗滌水和新鮮水經(jīng)過 一級冷卻器以及閃蒸降溫罐產(chǎn)生的蒸汽進行預熱，預熱溫度IO(TC的工藝水送至粉漿罐進 行拌料操作。
粉漿罐內(nèi)的粉漿經(jīng)粉漿泵送至噴射加熱器，噴射器通過控制水蒸氣的量控制物料加熱 溫度，噴射器出口物料溫度控制到13(TC，粉漿溫度升高到設定的溫度后，送至維持罐中 停留20分鐘后，物料進入到閃蒸降溫罐，通過壓力控制蒸煮的溫度為Il(TC，閃蒸汽通過 管線送至工藝水罐預熱拌料水。料液在蒸煮罐內(nèi)停留80分鐘進行蒸煮操作。
完成蒸煮操作的醪液通過兩級冷卻將溫度降至38°C。第一級冷卻介質(zhì)為作為拌料水的 來自發(fā)酵工段的廢氣洗滌塔的洗滌水及一次水，該拌料水通過換熱，溫度升高至8(TC，送 至工藝水罐。第二級冷卻介質(zhì)為溫度低于發(fā)酵溫度的冷卻水。冷卻后的醪液部分送入接種 罐，部分送至發(fā)酵罐。發(fā)酵基質(zhì)制備單元的新鮮蒸汽消耗約3.7噸。生物丁醇發(fā)酵單元采用的操作方式為連續(xù)，整個系統(tǒng)主要由6個發(fā)酵罐、l個醪液儲 罐和1個廢氣洗滌塔等設備組成。
將丙酮丁醇菌種逐級擴大培養(yǎng)到一定量送至發(fā)酵罐，實現(xiàn)丙酮丁醇的發(fā)酵操作。發(fā)酵 過程發(fā)酵體系溫度控制在38°C，發(fā)酵周期在55 h左右，得到總?cè)軇舛?%的發(fā)酵醪， 發(fā)酵罐通過低于發(fā)酵溫度的冷卻水和換熱器實現(xiàn)操作溫度控制。成熟醪送至精餾單元精 制。
來自發(fā)酵單元的成熟醪進料送至一醪塔， 一醪塔的側(cè)采進入二醪塔，二醪塔塔頂物料 蒸汽作為一醪塔再沸器的加熱介質(zhì)實現(xiàn)兩醪塔的差壓熱耦合。 一醪塔塔頂采出的含水 -30~80%的粗溶劑送至乙丙塔進一歩精制，塔釜采出的廢醪液送至廢醪液處理單元；二醪塔 頂采出的含水30~80%的粗溶劑也送至乙丙塔進一歩精制，塔釜采出的廢醪液也送至廢醪液 處理單元；乙丙塔塔頂采出的丙酮、乙醇和水的混合物送經(jīng)冷凝后進入丙酮塔，塔釜采出 物料經(jīng)冷卻后送至分相器，分相器富集丁醇的油相送至一丁醇塔，分相器水層送至一醪塔 回收丁醇，分相器溫度控制在20-45°C; —丁醇塔塔塔頂物料蒸汽直接進入乙丙塔，一丁 醇塔側(cè)線采出粗丁醇進入二丁醇塔精制，塔釜排出丁醇油餾股送至丁醇油回收塔；二丁醇 塔塔頂物料蒸汽經(jīng)冷凝后返回乙丙塔，塔釜物料排出去丁醇油回收塔或一丁醇塔，二丁醇 塔側(cè)線采出丁醇產(chǎn)品，丁醇產(chǎn)品滿足丁醇產(chǎn)品國標GB/T6027- 1998;丙酮塔塔頂物料蒸汽 經(jīng)冷凝后送至脫酵塔，塔釜采出乙醇富集餾股，送至乙醇塔精制；脫醛塔接受丙酮塔來的 粗丙酮，塔頂物料蒸汽經(jīng)冷凝后部分回流部分返回乙丙塔，塔釜物料送至乙丙塔，脫酵塔 中部側(cè)線采出丙酮產(chǎn)品，丙酮產(chǎn)品滿足丙酮產(chǎn)品國標GB/T6026- 1998;乙醇塔塔頂物料蒸 汽經(jīng)冷凝后送至丙酮塔或送至乙丙塔，側(cè)線采出乙醇產(chǎn)品，乙醇塔釜物料返回乙丙塔，乙 醇產(chǎn)品滿足乙醇產(chǎn)品國標GB/T394. 1-1994?？?cè)軇┑纳a(chǎn)量為8. 75噸/小時，精餾單元總 溶劑收率提高達到99. 2%，每噸總?cè)軇┫男迈r蒸汽7. 5噸。
精餾單元的操作條件 一醪塔的操作壓力為絕對壓力0. 005-0. 4MPa， 二醪塔的操作壓 力為絕對壓力0.02-0.6MPa，乙丙塔的操作壓力為絕對壓力0. 01-0. 5MPa， 一丁塔的操作 壓力為絕對壓力0. 015-0. 55MPa， 二丁塔的操作壓力為絕對壓力0. 025-0. 65MPa，丙酮塔 的操作壓力為絕對壓力0. 01-0. 4MPa， 一醛塔的操作壓力為絕對壓力0. 004-0. 5MPa， 二醛 塔的操作壓力為絕對壓力0. 004-0. 45MPa，乙醇塔的操作壓力為絕對壓力0. 01-0. 5MPa。
來自精餾單元的廢醪液經(jīng)過固液分離裝置實現(xiàn)液固分離，分離后的濕糟送至干燥裝置 干燥，干燥機產(chǎn)生的干糟一DDGS，進行造粒，以顆粒形式出售。干燥機產(chǎn)生的二次蒸汽引 入蒸發(fā)濃縮工段，作為多效蒸發(fā)熱源；分離后的清液的20%送至發(fā)酵基質(zhì)制備單元回配， 剩余部分進行多效蒸發(fā)濃縮，濃漿與濕糟一起進行干燥，蒸發(fā)凝水全部回配用于發(fā)酵基質(zhì) 制備。多效蒸發(fā)裝置采用機械蒸發(fā)再壓縮技術(shù)(MVR)增壓強化，可大幅降低蒸汽消耗。 實施例2:
以淀粉質(zhì)原料如玉米、小麥、高粱、水稻、紅薯、木薯等為原料，或以糖質(zhì)原料如甘 庶、糖蜜、菊芋等為原料，采用圖1、圖2、圖3和圖4所示的生產(chǎn)方法進行丁醇溶劑的 生產(chǎn)。本實施例以玉米為原料生產(chǎn)丙酮、丁醇，以其他原料生產(chǎn)丙酮丁醇的工藝過程大致相同。
發(fā)酵基質(zhì)制備單元、發(fā)酵單元及廢醪液處理單元的實施過程與實施例1相同。 來自發(fā)酵單元的成熟醪進料送至一醪塔， 一醪塔的側(cè)采進入二醪塔，二醪塔塔頂物料
蒸汽作為一醪塔再沸器的加熱介質(zhì)實現(xiàn)兩醪塔的差壓熱耦合。 一醪塔塔頂采出的含水 30 80%的粗溶劑送至乙丙塔進一步精制，塔釜采出的廢醪液送至廢醪液處理單元；二醪塔 頂采出的含水30 80%的粗溶劑也送至乙丙塔進一歩精制，塔釜采出的廢醪液也送至廢醪液 處理單元；乙丙塔塔頂采出的丙酮、乙醇和水的混合物送經(jīng)冷凝后進入丙酮塔，塔釜采出 物料經(jīng)冷卻后送至分相器，分相器富集丁醇的油相經(jīng)醇相接收罐送至一丁醇塔，分相器水 層經(jīng)水相接收罐送至二醪塔回收丁醇，分相器溫度控制在20-45'C; —丁醇塔塔塔頂物料
蒸汽直接進入乙丙塔，一丁醇塔側(cè)線采出粗丁醇進入二丁醇塔精制，塔釜排出丁醇油餾股
送至丁醇油回收塔；二丁醇塔塔頂物料排雜后全回流，塔釜物料排出去丁醇油回收塔或一 丁醇塔，二丁醇塔側(cè)線采出丁醇產(chǎn)品，丁醇產(chǎn)品滿足丁醇產(chǎn)品國標GB/T6027- 1998;丙酮 塔塔頂物料蒸汽經(jīng)冷凝后送至一酸塔，塔釜采出乙醇富集餾股，送至乙醇塔精制； 一醛塔
接受丙酮塔來的粗丙酮，塔頂物料蒸汽經(jīng)冷凝后返回丙酮塔，塔釜物料送至二醛塔精制； 二醛塔塔頂物料蒸汽經(jīng)冷凝后返回丙酮塔，塔釜物料送至丙酮塔，二醛塔側(cè)線采出丙酮產(chǎn) 品，丙酮產(chǎn)品滿足丙酮產(chǎn)品國標GB/T6026- 1998;乙醇塔塔頂物料蒸汽經(jīng)冷凝后送至丙酮 塔或送至乙丙塔，側(cè)線采出乙醇產(chǎn)品，乙醇塔釜物料返回乙丙塔，乙醇產(chǎn)品滿足乙醇產(chǎn)品 國標GB/T394. 1-1994?？?cè)軇┑纳a(chǎn)量為7. 5噸/小時，精餾單元總?cè)軇┦章侍岣哌_到99. 5 %，'每噸總?cè)軇┫男迈r蒸汽5. 5噸。
精餾單元的乙丙塔，一丁醇塔、二丁醇塔、丙酮塔、 一醛塔、二醛塔及乙醇塔采用采 用填料結(jié)構(gòu)。
精餾單元的操作條件 一醪塔的操作壓力為絕對壓力0. 005-0. 4MPa， 二醪塔的操作壓 力為絕對壓力0.02-0.6MPa，乙丙塔的操作壓力為絕對壓力0. 01-0. 5MPa， 一丁塔的操作 壓力為絕對壓力0. 015-0. 55MPa， 二丁塔的操作壓力為絕對壓力0. 025-0. 65MPa，丙酮塔 的操作壓力為絕對壓力0. 01-0. 4MPa， 一醛塔的操作壓力為絕對壓力0. 004-0. 5MPa， 二醛 塔的操作壓力為絕對壓力0. 004-0. 45MPa，乙醇塔的操作壓力為絕對壓力0. 01-0. 5MPa。
實施例3:
以淀粉質(zhì)原料如玉米、小麥、高粱、水稻、紅薯、木薯等為原料，或以糖質(zhì)原料如甘
蔗、糖蜜、菊芋等為原料，采用圖1、圖2、圖3和圖4所示的生產(chǎn)方法進行丁醇溶劑的 生產(chǎn)。本實施例以玉米為原料生產(chǎn)丙酮、丁醇，以其他原料生產(chǎn)丙酮丁醇的工藝過程大致 相同。
發(fā)酵基質(zhì)制備單元、發(fā)酵單元及廢醪液處理單元的實施過程與實施例1相同。 精餾單元與實施例2基本相同，其不同點如下分相器水層經(jīng)水相接收罐送至一醪塔 回收丁醇；二丁醇塔塔頂物料部分回流部分返回醇相接收罐； 一醛塔接受丙酮塔來的粗丙 酮，塔頂物料排雜后全回流，塔釜物料送至二醛塔精制；二醛塔塔頂物料蒸汽經(jīng)冷凝后返 回乙丙塔，塔釜物料送至乙丙塔，二醛塔側(cè)線采出丙酮產(chǎn)品。總?cè)軇┑纳a(chǎn)量為7.5噸/小時，精餾單元總?cè)軇┦章侍岣哌_到99.3%，每噸總?cè)軇┫男迈r蒸汽6.5噸。
精餾單元的乙丙塔，一丁醇塔、二丁醇塔、丙酮塔、 一醛塔、二醛塔及乙醇塔采用采 用板式和填料的復合結(jié)構(gòu)。
實施例4:
以淀粉質(zhì)原料如玉米、小麥、高粱、水稻、紅薯、木薯等為原料，或以糖質(zhì)原料如甘
蔗、糖蜜、菊芋等為原料，采用圖1、圖2、圖3和圖4所示的生產(chǎn)方法進行丁醇溶劑的 生產(chǎn)。本實施例以玉米為原料生產(chǎn)丙酮、丁醇，以其他原料生產(chǎn)丙酮丁醇的工藝過程大致 相同。
發(fā)酵基質(zhì)制備單元、發(fā)酵單元及廢醪液處理單元的實施過程與實施例1相同。 精餾單元與實施例2基本相同，其不同點如下 一醛塔接受丙酮塔來的粗丙酮，塔頂
物料返回乙丙塔，塔釜物料送至二醛塔精制；二醛塔塔頂物料排雜后全回流，塔釜物料送
至二醪塔，二醛塔側(cè)線采出丙酮產(chǎn)品?？?cè)軇┑纳a(chǎn)量為7.5噸/小時，精餾單元總?cè)軇?br> 收率提高達到99. 6%，每噸總?cè)軇┫男迈r蒸汽6. 8噸。
精餾單元的乙丙塔，一丁醇塔、二丁醇塔、丙酮塔、 一醛塔、二醛塔和乙醇塔采用采
用板式和填料的復合結(jié)構(gòu)。
本發(fā)明公開和提出的生物丁醇的生產(chǎn)方法及設備，本領(lǐng)域技術(shù)人員可通過借鑒本文內(nèi) 容，適當改變原料、工藝參數(shù)、結(jié)構(gòu)設計等環(huán)節(jié)實現(xiàn)。本發(fā)明的方法與技術(shù)已通過較佳實 施例子進行了描述，相關(guān)技術(shù)人員明顯能在不脫離本發(fā)明內(nèi)容、精神和范圍內(nèi)對本文所述 的方法和技術(shù)進行改動或適當變更與組合，來實現(xiàn)本發(fā)明技術(shù)。特別需要指出的是，所有 相類似的替換和改動對本領(lǐng)域技術(shù)人員來說是顯而易見的，他們都被視為包括在本發(fā)明精 神、范圍和內(nèi)容中。
1權(quán)利要求
1. 一種生物丁醇生產(chǎn)方法，包括發(fā)酵基質(zhì)制備、發(fā)酵、溶劑精餾和廢醪液處理四個生產(chǎn)單元，精餾單元包括醪塔、乙丙塔、丁醇塔、丙酮塔、脫醛塔和乙醇塔；其特征是精餾單元的工藝流程如下成熟醪進料送至一醪塔，一醪塔側(cè)采進入二醪塔，一醪塔和二醪塔頂采出的含水30～80％的粗溶劑一并送至乙丙塔進一步精制；物料經(jīng)乙丙塔得粗丁醇和丙酮、乙醇、水的混合物；粗丁醇經(jīng)丁醇塔精制得丁醇成品；丙酮、乙醇、水的混合物經(jīng)丙酮塔得粗丙酮和粗乙醇；粗丙酮經(jīng)脫醛塔精制得丙酮成品；粗乙醇經(jīng)乙醇塔精制得乙醇成品。
2. 如權(quán)利要求1所述的生物丁醇生產(chǎn)方法，其特征為所述的一醪塔、二醪塔的進料以 串聯(lián)方式相連； 一醪塔與二醪塔的出料以并聯(lián)方式相連。
3. 如權(quán)利要求1所述的生物丁醇生產(chǎn)方法，其特征為所述的乙丙塔塔釜采出物料經(jīng)冷 卻后送至分相器，分相器富集丁醇的油相部分經(jīng)醇相接受罐送至一丁醇塔，水層經(jīng) 水相接收罐送至二醪塔。
4. 如權(quán)利要求1所述的生物丁醇生產(chǎn)方法，其特征是所述的丁醇塔分為一丁醇塔和二 丁醇塔，二丁醇塔側(cè)線采出丁醇成品，二丁醇塔塔頂物料排雜后全回流或部分回流 部分返回醇相接收罐。
5. 如權(quán)利要求1所述的生物丁醇生產(chǎn)方法，其特征在于所述的脫酸塔分為一醛塔和二 醛塔， 一醛塔塔釜物料送至二醛塔，二醛塔側(cè)線采出丙酮成品； 一醛塔塔頂物料排 雜后全回流或返回丙酮塔或返回乙丙塔，二酸塔塔頂物料排雜后全回流或返回丙酮 塔或返回乙丙塔，二醛塔塔釜物料返回丙酮塔或二醪塔或乙丙塔。
6. 如權(quán)利要求1所述的生物丁醇生產(chǎn)方法，其特征是所述的溶劑精餾單元的一醪塔的 操作壓力為絕對壓力0.005-0.4MPa， 二醪塔的操作壓力為絕對壓力0.02-0.6MPa， 乙丙塔的操作壓力為絕對壓力0.01-0.5MPa， 一丁塔的操作壓力為絕對壓力 0.015-0.55MPa， 二丁塔的操作壓力為絕對壓力0.025-0.65MPa,丙酮塔的操作壓力 為絕對壓力0.01-0.4MPa， 一醛塔的操作壓力為絕對壓力0.004-0.5MPa， 二醛塔的 操作壓力為絕對壓力0.004-0.45MPa，乙醇塔的操作壓力為絕對壓力0.01-0.5MPa。
7. 如權(quán)利要求1所述的生物丁醇生產(chǎn)方法，其特征是所述的發(fā)酵單元的廢氣洗滌水和 新鮮水經(jīng)過發(fā)酵基質(zhì)制備單元的一級冷卻器，以及閃蒸降溫罐產(chǎn)生的蒸汽進行預 熱。
8. 如權(quán)利要求1所述的生物丁醇生產(chǎn)方法，其特征是所述的廢醪液處理單元采用機械 蒸發(fā)再壓縮技術(shù)。
9. 如權(quán)利要求1所述的生物丁醇生產(chǎn)方法，其特征是所述的發(fā)酵基質(zhì)制備單元采用的 拌料水包括廢氣洗滌水、新鮮水、蒸發(fā)凝水、溶劑精餾單元的工藝廢水以及來自廢 液處理單元的部分回配清液。
10.權(quán)利要求1的生物丁醇生產(chǎn)方法的設備，精餾單元包括醪塔、乙丙塔、丁醇塔、丙 酮塔、脫醛塔和乙醇塔，其特征是乙丙塔、丁醇塔、丙酮塔、脫醛塔和乙醇塔采用 填料結(jié)構(gòu)或板式和填料的復合結(jié)構(gòu)。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種生物丁醇的生產(chǎn)方法及設備。包括發(fā)酵基質(zhì)制備、發(fā)酵、溶劑精餾和廢醪液處理四個生產(chǎn)單元，精餾單元包括醪塔、乙丙塔、丁醇塔、丙酮塔、脫醛塔及乙醇塔；其中精餾單元的工藝流程如下成熟醪進料送至一醪塔，一醪塔側(cè)采進入二醪塔，一醪塔和二醪塔頂采出的含水30～80％的粗溶劑一并送至乙丙塔進一步精制；物料經(jīng)乙丙塔得粗丁醇及丙酮、乙醇、水的混合物；粗丁醇經(jīng)丁醇塔精制得丁醇成品；丙酮、乙醇、水的混合物經(jīng)丙酮塔得粗丙酮及粗乙醇；粗丙酮經(jīng)脫醛塔精制得丙酮成品；粗乙醇經(jīng)乙醇塔精制得乙醇成品。本發(fā)明可有效降低生物丁醇生產(chǎn)過程中物耗和能耗，減少生產(chǎn)過程中污水排放量，提高生物丁醇產(chǎn)品的市場競爭力。
文檔編號C07C29/74GK101497555SQ20081015463
公開日2009年8月5日 申請日期2008年12月29日 優(yōu)先權(quán)日2008年12月29日
發(fā)明者呂惠生, 張志強, 張敏華, 李永輝, 歐陽勝利, 董秀芹, 錢勝華, 陶敏莉 申請人:天津大學