一种生物燃料脱水精制的方法及装置制造方法
【专利摘要】本发明涉及一种生物燃料脱水精制的方法，将用于制备生物燃料醇的发酵液经常压精馏，塔釜温度为95~105℃，塔顶温度为70~95℃；从精馏塔底分离出废水，从精馏塔顶输出的气体经分凝器部分冷凝，冷凝液返回精馏塔，回流比为1~3.5；未被冷凝的气体加压至>0.3Mpa后入蒸汽渗透膜分离器，在渗透侧用真空泵抽吸，从蒸汽渗透膜分离器的渗透侧抽出水蒸汽冷却降温后被收集；同时从渗余侧输出无水醇气体，冷凝后得含水<0.1wt%的无水醇液体产品。本发明还提供了用于该方法的专用装置。本方法及其装置将常压精馏、压缩机以及新型高效蒸汽渗透膜分离器相结合，用于生物燃料醇的脱水处理，具有节能高效，装置占地面积小，环境友好，操作简单等优点。
【专利说明】一种生物燃料脱水精制的方法及装置
【技术领域】
[0001]本发明涉及一种生物燃料脱水精制的方法及装置，尤其涉及一种将精馏塔、压缩机、新型高效蒸汽渗透膜分离装置以及热能二次利用技术集成使用的生物燃料脱水精制的方法及装置，属于分离领域。
【背景技术】
[0002]随着工业的快速发展，能源的消耗量与日俱增，作为天然能源的石油，煤等燃料资源必然会日益枯竭，为应对能源危机，必须开辟新的能源途径。用生物质发酵法制备燃料醇的研究始于上世纪后期，该燃料由玉米等粮食作物的发酵液经脱水而得，不受自然资源的限制，是一种可持续生产的能源。生物燃料根据不同的粮食品种和方法发酵而得不同的醇，主要是甲醇、乙醇或丁醇。由于发酵液中含90wt.%左右的水，因此脱水精制是生物燃料生产过程中的重要环节。由于乙醇和水会形成乙醇-水共沸物，用单一的精馏法难以实现完全脱水，大多还需通过恒沸精馏、萃取精馏和分子筛吸附等步骤进一步脱水，从而使整个工艺流程臃肿复杂，能耗很高。其中共沸剂或萃取剂的引入不但增加了经济成本且给成环境带来很大危害，而分子筛吸附法则存在一次回收率低，能耗高的问题。中国专利CN102260140A中提出，将精馏塔顶接近共沸组成的气体全部冷凝为液体，然后加热到80-90°C再送入渗透汽化膜组件，此过程造成能耗的巨大浪费，同时，在液体渗透汽化过程中产生严重的浓差极化和温差极化的现象。中国专利CN103071307A采用加压精馏，分凝器出口气体直接进入蒸汽渗透分离装置进行脱水；缺点是加压精馏会降低醇和水的相对挥发度，降低精馏分离的效率，增加能耗，而蒸汽渗透分离装置为〈0.2Mpa (表压)的低压分离装置，操作压强低，致使通量低，所需的膜面积大，同时该工艺流程中需要增加膜分离单元的过热器，整个流程的压强易波动，相应的设备投资成本比较高。
【发明内容】
[0003]本发明提供一种生物燃料脱水精制的方法及装置，使生物燃料脱水精制过程，工艺简单，能耗低，无需添加第三组分，达到降低成本和环境友好的目的。
[0004]一种生物燃料脱水精制的方法，将用于制备生物燃料醇的发酵液送入精馏塔进行常压精馏，控制塔釜温度为95?105°C，精馏塔塔顶温度为7(T95°C;从精馏塔底分离出废水，经换热降温后收集于废水罐；从精馏塔塔顶输出的气体通入分凝器，以5?30°C冷水为冷媒使其部分冷凝，冷凝液返回精馏塔再精馏，回流比为I?3.5，未被冷凝的气体经过压缩机加压至>0.3Mpa，温度自然升至>10(TC，送入蒸汽渗透膜分离器，在蒸汽渗透膜分离器的渗透侧用真空泵抽吸，使醇和水在分子筛膜上进行蒸汽渗透分离，从蒸汽渗透膜分离器的渗透侧抽出水蒸汽用低温冷却剂冷却降温后被收集；同时从蒸汽渗透膜分离器的渗余侧输出气态的无水醇，冷凝后贮入产品罐。产品无水醇的含水量〈0.1 wt.%。
[0005]所述从精馏塔底分离出的废水与入精馏塔之前发酵液换热，发酵液被预热至78-90。。。
[0006]所述蒸汽渗透膜分离器渗余侧输出的气态无水醇先与精馏塔釜液换热，再通过冷水进一步冷却后入广品te。
[0007]所述蒸汽渗透膜分离器渗透侧抽出的水蒸汽在冷凝降温过程中所用的冷却剂是来自冷媒机的_25°C?20°C的乙二醇水溶液或氯化钙水溶液。所述蒸汽渗透膜分离器的渗透侧真空度为5?2000Pa。
[0008]所述蒸汽渗透膜为NaA分子筛膜、T型分子筛膜、MOR分子筛膜、ZSM-5分子筛膜、DDR分子筛膜或二氧化硅膜。
[0009]本发明还提供用于上述生物燃料脱水精制方法的装置，包含通过管路连接的原料罐(I)、预热器(3)、精馏塔(4)、分凝器(5)、压缩机(9)和蒸汽渗透膜分离器(10)，所述原料罐(I)通过原料泵(2)与预热器(3)进口相连，预热器(3)出口与精馏塔(4)的原料进口相连，并且，再沸器(8)的塔釜液出口依次连接排液泵(16)、预热器(3)和废水池(17);所述精馏塔(4)的塔顶气体输出管通入分凝器(5)，分凝器(5)的冷凝液出口通入回流液罐(6)，回流液罐(6)通过回流泵(7)与精馏塔(4)的回流液入口相连；所述分凝器(5)的气体出口通过压缩机(9 )与蒸汽渗透膜分离器(10 )的进口相连，所述蒸汽渗透膜分离器(10 )的渗余侧通过产品输出管依次连接再沸器(8)和产品冷凝器(11)，最后通入产品罐(12);所述蒸汽渗透膜分离器(10)的渗透侧通过渗透液输出管连接渗透液冷凝器(13)，最后通入渗透液罐(14);渗透液冷凝器(13)设有冷却剂的输入管和输出管；所述渗透液罐(14)连有真空泵(15)。
[0010]所述分凝器(5)和产品冷凝器(11)分别与冷却水系统(19)连成冷媒循环管路。
[0011]所述渗透液冷凝器(13)的冷却剂的输入管和输出管与冷媒机(20)之间连成循环。
[0012]所述的蒸汽渗透膜分离器(10)由多个管式蒸汽渗透膜组件以串联、并联或混联的方式组成，所述蒸汽渗透膜为NaA分子筛膜、T型分子筛膜、MOR分子筛膜、ZSM-5分子筛膜、DDR分子筛膜或二氧化硅膜。
[0013]本发明集成了常压精馏与增压蒸汽渗透膜分离技术进行生物燃料的脱水精制，得到含水量〈0.1wt.%的高纯度乙醇。脱水过程无需引入第三组分即可克服共沸平衡的限制，同时可避免传统工艺流程臃肿复杂的缺陷。常压精馏能耗低，而且醇和水相对挥发度大，提高了精馏塔中醇和水分离效率；精馏塔塔顶输出的常压气体经压缩机增压后进入蒸汽渗透膜分离器，可提高膜分离器的脱水速率，由于气体被增压的同时会自然升温，因此膜单元中无需设置过热器，有利于流程压强的稳定。另外，本发明使精馏分离出的塔底废水及膜分离得到的气相脱水醇产品在出系统之前均进行了热量的回收利用，减少了对再沸器的供热的锅炉负荷。整个工艺流程具有节能高效，占地面积小，零污染，操作简单，资源利用率高等优点，具有巨大的市场应用前景。
【专利附图】
【附图说明】
[0014]图1是生物燃料脱水精制系统及装置示意图。
[0015]其中，I—原料te、2—进料泵、3—预热器、4一常压精懼塔、5—分凝器、6 —回流_、7—回流泵、8—再沸器、9 一压缩机、10—蒸汽渗透膜分离器、11 一渗余侧冷凝器、12—产品罐、13—渗透侧冷凝器、14 一渗透液罐、15—真空泵、16—塔底排液泵、17—废水池、18—蒸汽锅炉、19 一冷却水系统、20—冷媒机。
【具体实施方式】
[0016]实施例1乙醇发酵液的脱水精制
采用图1所示装置对乙醇发酵液进行脱水精制。脱水过程如下:
将含水量为92wt.%的乙醇发酵液装入原料罐1，在进料泵2的推动下，以16000kg/h的流量将原料罐I内的发酵液经预热器3预热到78?85°C后送入精馏塔4，精馏塔内总塔板数为12块，进料位置为第10块理论板。再沸器8在来自蒸汽锅炉18的饱和水蒸汽以及蒸汽渗透膜分离单元10渗余侧的无水醇蒸汽的供热条件下，保持95-105°C的塔釜温度；同时，精馏塔4的塔顶通过冷凝回流液控制塔顶温度为70?80°C。在常压下，乙醇和水被精馏分离，其中的水降至塔釜，乙醇气体夹带少量水蒸汽上升并从塔顶排出。塔釜水通过塔底排液泵16从再沸器8抽出，经预热器3与乙醇发酵液换热后降温至30?50°C，贮入废水池17，废水中的乙醇含量小于0.1wt.% ;塔顶排出的气体通过分凝器5与来自冷却水系统19的水(5?30°C)换热而被部分冷凝，冷凝液通入回流罐6，按回流比f 2.5通过回流泵7返回精馏塔4的顶部，用于控制塔顶温度并增强塔内组分的分离。经分凝器5未被冷凝的气体(含水量为10?12wt.%)，由压缩机9增压到0.4Mpa(表压)，同时气体自然升至>100°C，送入蒸汽渗透膜分离器10进行进一步脱水。该蒸汽渗透膜分离器10由多个管式NaA分子筛膜组件串联而成，总装填面积为160m2。开启渗透侧的真空泵15，真空压力维持在800Pa。气相物中乙醇和水分别聚集在NaA分子筛膜的两侧；即水蒸汽从NaA分子筛膜透过而聚集于渗透侧，乙醇气体因未透过NaA分子筛膜而聚集于渗余侧。在真空抽吸作用下，渗透侧的水蒸汽经渗透侧冷凝器13被来自冷媒机20的低温冷却剂冷凝后进入贮罐14 (此水无需排放，可作为发酵用水在系统中循环使用)。从蒸汽渗透膜分离器10渗余侧输出的无水乙醇气体经再沸器8，与塔釜液换热后降温，然后入冷凝器11被来自冷水系统19的常温水冷凝成高纯度乙醇产品(含水量〈0.1wt.%),送入产品罐12贮存。
[0017]实施例2含水量95wt.%的乙醇发酵液的脱水精制。
[0018]本实施例是含水量为其精制过程同实施例1，与实施例1不同之处是:
原料是含水量为95wt.%的发酵液乙醇；
精馏塔总塔板数为12块，进料位置为第5块理论板；
发酵液预热温度80?90°C ;
进料泵2的流量20000kg/h ；
塔顶回流比为2.8^3.5 ；
塔顶温度控制为85?95°C ;
塔釜温度控制为100?110°C ;
经分凝器5未被冷凝的气体中含水量为20 wt.% ；
压缩机压强提升0.5Mpa (表压)；
渗透侧的真空压力1500Pa ；
蒸汽渗透膜分离器10由多个管式T型分子筛膜组件串联而成，总装填面积230m2。
[0019]本实施例分离得到含水量〈0.1wt.%的高纯度乙醇产品。
[0020]实施例3 丁醇发酵液的脱水精制本实施例精制过程同实施例1，与实施例1不同之处是:
原料是含水量为98wt.%的丁醇发酵液；
精馏塔总塔板数为20块，进料位置为第10块理论板；
发酵液预热温度80-90°C ；
进料泵2的流量25000kg/h ；
塔顶回流比为广3.5;
塔顶温度控制为85?95°C ;
塔釜温度控制为100?110°C ;
经分凝器5未被冷凝的气体中含水量为30 wt.% ；
压缩机压强提升0.5Mpa (表压)；
渗透侧的真空压力1300Pa ；
蒸汽渗透膜分离器10由多个管式T型分子筛膜组件串联而成，总装填面积200m2。
[0021]本实施例分离得到含水量〈0.1wt.%的高纯度丁醇产品。
[0022]以上表示的“wt.%”均指质量百分含量。
【权利要求】
1.一种生物燃料脱水精制的方法，其特征在于包括以下步骤:将用于制备生物燃料醇的发酵液送入精馏塔进行常压精馏，控制塔釜温度为95?105°c，精馏塔塔顶温度为70?950C ;从精馏塔底分离出废水，经换热降温后收集于废水罐；从精馏塔塔顶输出的气体通入分凝器，以5?30°C冷水为冷媒使其部分冷凝，冷凝液返回精馏塔再精馏，回流比为I?3.5，未被冷凝的气体经过压缩机加压至>0.3Mpa，温度自然升至>10(TC，送入蒸汽渗透膜分离器，在蒸汽渗透膜分离器的渗透侧用真空泵抽吸，使醇和水在分子筛膜上进行蒸汽渗透分离，从蒸汽渗透膜分离器的渗透侧抽出的水蒸汽用低温冷却剂冷凝降温后被收集；同时从蒸汽渗透膜分离器的渗余侧输出气态的无水醇，冷凝后贮入产品罐。
2.根据权利要求1所述的生物燃料脱水精制的方法，其特征在于所述从精馏塔底分离出的废水与入精馏塔之前发酵液换热，发酵液被预热至78?90°C。
3.根据权利要求1所述的生物燃料脱水精制的方法，其特征在于所述蒸汽渗透膜分离器的渗余侧输出的气态无水醇先与精馏塔釜液换热，再通过冷水进一步冷却后贮入产品罐。
4.根据权利要求1或2或3所述的生物燃料脱水精制的方法，其特征在于所述从蒸汽渗透膜分离器的渗透侧抽出的水蒸汽在冷凝降温过程中所用的冷却剂是来自冷媒机的-25°C?20°C的乙二醇水溶液或氯化钙水溶液。
5.根据权利要求1或2或3或4所述的生物燃料脱水精制的方法，其特征在于所述蒸汽渗透膜分离器的渗透侧真空度为50(T2000Pa。
6.根据权利要求5所述的生物燃料脱水精制的方法，其特征在于所述蒸汽渗透膜为NaA分子筛膜、T型分子筛膜、MOR分子筛膜、ZSM-5分子筛膜、DDR分子筛膜或二氧化硅膜。
7.—种权利要求1的生物燃料脱水精制方法的专用装置，其特征在于包含通过管路连接的原料罐(I)、预热器(3)、精馏塔(4)、分凝器(5)、压缩机(9)和蒸汽渗透膜分离器(10)，所述原料罐(I)通过原料泵(2)与预热器(3)进口相连，预热器(3)出口与精馏塔(4)的原料进口相连，并且，再沸器(8)的塔釜液出口依次连接排液泵(16)、预热器(3)和废水池(17);所述精馏塔(4)的塔顶气体输出管通入分凝器(5)，分凝器(5)的冷凝液出口通入回流液罐(6)，回流液罐(6)通过回流泵(7)与精馏塔(4)的回流液入口相连；所述分凝器(5)的气体出口通过压缩机(9)与蒸汽渗透膜分离器(10)的进口相连，所述蒸汽渗透膜分离器(10)的渗余侧通过产品输出管依次连接再沸器(8)和产品冷凝器(11)，最后通入产品罐(12);所述蒸汽渗透膜分离器(10)的渗透侧通过渗透液输出管连接渗透液冷凝器(13)，最后通入渗透液罐(14);渗透液冷凝器(13)设有冷却剂的输入管和输出管；所述渗透液罐(14)连有真空泵(15)。
8.根据权利要求7所述的专用装置，其特征在于所述分凝器(5)和产品冷凝器(11)分别与冷却水系统(19)连成冷媒循环管路。
9.根据权利要求7所述的专用装置，其特征在于所述渗透液冷凝器(13)的冷却剂的输入管和输出管与冷媒机(20)之间连成循环。
10.根据权利要求7或8或9所述的专用装置，其特征在于述的蒸汽渗透膜分离器(10)由多个管式蒸汽渗透膜组件以串联、并联或混联的方式组成，所述蒸汽渗透膜为NaA分子筛膜、T型分子筛膜、MOR分子筛膜、ZSM-5分子筛膜、DDR分子筛膜或二氧化硅膜。
【文档编号】C07C31/08GK104262089SQ201410438493
【公开日】2015年1月7日 申请日期:2014年9月1日 优先权日:2014年9月1日
【发明者】顾学红, 徐树峰, 张玉亭, 郭海超, 徐南平 申请人:南京工业大学