4)与精馏塔塔顶流合并，使所述混合物（115)过热，并传送到分子筛单元（113)中以进 一步从乙醇料流中除去水。因此，将杂醇油与得自所述方法的终产物中的乙醇合并。分子筛 清除物（116)从分子筛流至精馏塔。该料流可另外流至醪塔或醪井。来自分子筛的无水乙醇 流(分子筛乙醇产物流）（117)传送到产物蒸馏塔（118)中，其中在净化清除料流（119)中除 去杂质诸如乙醛、氨和二氧化碳，并且塔底料流(120)为最终乙醇产物。
[0085]贫乙醇精馏塔水料流(121)从精馏塔底部离开，并且将该料流（122)的一部分冷却 并作为洗涤水传送到发酵蒸气洗涤器（105)中。该水吸收洗涤器中的乙醇和乙醛。发酵蒸气 洗涤器底部料流（洗涤器水料流）（123)在适当的热交换下作为第二进料返回至精馏塔 (111)，从而回收乙醇和乙醛以用于进一步处理。因此，在发酵蒸气洗涤器和精馏塔之间存 在水料流的再循环回路。
[0086]剩余的贫乙醇精馏塔水料流（124)通常与到精馏塔（110)的进料热交换，并且然后 被传送以使用厌氧消化池或其它纯化技术进一步处理，然后在所述过程中作为过程用水进 行再循环。
[0087] 通过固体移除机构诸如过滤单元（126)进一步处理全釜馏物（125)以除去固体，从 而产生滤饼（127)。分离的液体作为稀釜馏物（128)流至蒸发序列（129)并且处理最终蒸发 冷凝物（130)并在纤维素乙醇生产方法中用作干净的再循环水。包含低挥发性溶解材料的 糖浆料流（133)也由蒸发器序列产生。蒸发产物的处理是除去高挥发性溶质并且可通过任 何已知的方法来进行，诸如单独或集成到上述生物处理替代方案的厌氧消化，需氧消化，包 括纳滤、超滤和/反渗透的膜分离，以及离子交换分离。在该描述中，通过注射来自蒸发器的 蒸汽（131)将醪塔(107)与蒸发序列热集成。
[0088] 蒸馏和水处理系统
[0089]在本发明方法中，使用具有至少四效蒸发等效设备的蒸发序列来管理纤维素乙醇 方法的较大水负荷。由于热交换表面可在高于105°C的温度下长期保持但在处理所述纤维 素乙醇方法中使用的水期间不结垢的新发现，有效使用四个或更多个蒸发效果等效设备成 为可能。在这些实验中，由产乙醇物发酵生物质水解产物而获得的发酵醪首先在醪塔中处 理。在醪塔中，使富乙醇蒸气料流与包含溶质和固体的水料流分离。在除去固体之后，使基 本上除去固体的包含溶质的剩余水料流传送到蒸发器中，所述蒸发器在125°C下保持十天 的时间。蒸发器的热交换表面保持足够的干净使得热传递性能足以允许有效蒸发，从而指 示换热表面不结垢。
[0090] 由木质纤维素类生物质的预处理和糖化产生的水解产物通常是包含生物质的组 分的糖浆，所述生物质组分在预处理和糖化期间不分解，并且不被产乙醇物代谢。即使在从 发酵醪中基本上除去固体的情况下，用于发酵的水解产物中的剩余组分也可如谷物乙醇方 法中的对应水料流所常见的那样，在使用高温时在热交换表面结垢。实验发现在基本上除 去固体之后，在高温(高于105°c)下，热交换表面基本上不由来自醪塔的水料流结垢，使得 本发明用于乙醇生产以及使利用其热集成系统处理的水再循环的方案可长期操作。
[0091] 在本发明方法中，蒸馏和水处理系统包括醪塔、精馏塔、固体移除机构以及包括至 少四个蒸发效果等效设备的蒸发序列。该系统中的每个元件均连接至该系统中的至少一个 其它元件，如图1中所示，这在上文有所描述。醪塔、精馏塔和蒸发序列形成热集成系统。
[0092] 进入蒸馏和水处理系统的包含溶质和固体的水料流来自醪塔的底部并且首先用 固体移除机构处理。固体可通过任何已知的方法诸如通过离心或过滤来除去。从水料流中 基本上除去固体，其中少于约5%的原始固体量残留在液体馏分中。包含溶质的水料流通过 蒸发序列，首先进入在高于l〇5°C的温度下运行的第一效蒸发器中。第一效蒸发器在高于 105°C的温度下运行至少约10天。第一效蒸发器可在高于105°C的温度下运行10天、15天、20 天或更长。
[0093] 如上所述，第一效蒸发器在高于105°C下运行至少10天通过以下发现成为可能：当 运行10天的时间段时，在高于l〇5°C的温度下，与纤维素乙醇发酵中产生的发酵醪分离的包 含溶质的水料流不使热交换表面结垢。第一效蒸发器可在约l〇6°C、110°C、115°C、120°C或 125°C的温度或其间的任何温度下运行。此外，在这些温度下，可传送到蒸发序列的来自精 馏塔的贫乙醇水料流不造成热交换表面的大量结垢。
[0094] 在高于105°C的温度下运行第一效蒸发器使得蒸发序列以经济上可行的方法使用 至少四效蒸发等效设备来处理纤维素乙醇方法中的高水负荷。此外，在高于l〇5°C的温度下 运行第一效蒸发器使得待用于附加的蒸发等效设备中的较高温度和压力适应于来自水解 产物发酵发酵醪的高溶质负荷，该高溶质负荷导致沸点升高。
[0095] 在一个实施例中，四效蒸发等效设备是多效序列中的一系列四个串联的、独立蒸 发器。来自每个蒸发器的蒸汽用于运行后续串联的蒸发器，其中温度和/或压力在每个后续 串联的蒸发器中减小。在各种实施例中，五个或六个蒸发有效等量是多效序列中的一系列 五个或六个串联的、独立蒸发器。为驱动蒸发，对于经济操作而言，高压冷凝蒸汽和待在每 个连续蒸发器中蒸发的低压物质之间的温度差为至少5°C，并且优选至多10°C。因此，与谷 物乙醇方法(其中最多三个有效蒸发器可经济地运行）中在低于105°C的温度下运行第一效 蒸发器相反，在高于l〇5°C的温度下开始允许经济型使用四个或更多个串联的蒸发器。通常 每个后续蒸发器在比在前蒸发器更低的温度和压力下运行。
[0096] 在一个实施例中，四效蒸发等效设备为至少第一蒸发器级和至少一个蒸气再压缩 单元，该至少一个蒸气再压缩单元提供等同于四个蒸发效果的有效蒸发器增强。在一个实 施例中，在多级序列中存在两个蒸发器级和至少一个蒸气再压缩单元，该至少一个蒸气再 压缩单元提供足够增强的蒸发容量从而提供等同于四个蒸发效果的蒸发容量。在各种实施 例中，以蒸发器级和蒸气再压缩单元的数目的任何组合，存在一个、两个、三个、四个或五个 蒸发器以及一个、两个、三个、四个或五个蒸气再压缩单元，其中蒸气再压缩单元数等于或 少于蒸发级数，由此所达到的最终蒸发效果数超过仅由蒸发级所提供的效果数。
[0097] 在形成至少四效蒸发等效设备的蒸发器级和蒸气再压缩单元的任何组合中，来自 精馏塔的热用于加热第一蒸发器级。将来自第一蒸发器级中产生的蒸汽的热的第一部分通 过蒸气再压缩单元并使其回到第一蒸发器级，将来自第一蒸发器级中产生的蒸汽的热的第 二部分传送到如果存在的第二蒸发器级并且使来自第二级蒸发器中产生的蒸汽的热传送 到醪塔，或将来自第一蒸发器级中产生的蒸汽的热的第二部分直接传送到醪塔。另选地，可 存在与第二蒸发器级相关联的再压缩单元并且不具有第一蒸发器级。
[0098] 在这些实施例的任一个中，第一蒸发器级为在高于105°C下运行的第一效蒸发器。 与蒸发器级相关联的蒸气再压缩单元压缩由与其相关联的蒸发器产生的蒸汽的至少一部 分，并且使压缩的蒸气返回至相同的蒸发器中，从而提供附加的热。与仅基于外部热供应可 发生的蒸发的量相比，基于压缩的蒸汽量，附加的热提供与单个蒸发器级相比附加的蒸发 效果等效设备。
[0099] 基于所供应的原始热加上通过蒸气再压缩返回的热的总和除以供应的原始热，蒸 发器和蒸气再压缩系统作为整体提供等同于一定目数的等效设备的蒸发容量。在将蒸气再 压缩适用于串联的多个蒸发器的情况下，多个等同级为所供应的原始热与蒸发器数的乘积 加上通过蒸气再压缩转移的热与在其上传递的蒸发器数的乘积的总和除以所提供的原始 热量。因此，在各种实施例中，四效蒸发等效设备可使用一个或多个蒸发器和一个或多个蒸 气再压缩单元来实现。
[0100] 在所述蒸发序列中的任一个中，每个蒸发器级可以为一个蒸发器单元，或其可以 为一组两个或更多个蒸发器单元。每个有效蒸发器的蒸发器单元数可取决于所需的容量， 以及使独立的蒸发器离线以用于维护的需要。例如，US 7297236描述了对通向蒸发器的各 管线提供阀，以便有效蒸发器中的多个单元中的任一个单元可采取离线并加分路以用于维 护。
[0101] 再循环水
[0102]通过使基本上除去固体的包含溶质的水料流通过蒸发序列而产生的蒸发产物包 含高挥发性溶质。这些溶质为在蒸发序列的温度下分成蒸发液体的溶质。在本发明方法中， 其中生物质水解产物用于发酵培养基中，与来自谷物乙醇方法的蒸发产物中的溶质负荷相 比，存在较高的溶质负荷。乙酸是来自本发明方法的蒸发产物中最丰富的高挥发性溶质。蒸 发产物中高含量乙酸的存在使该蒸发产物不可在该阶段用于再循环。在本发明方法中，使 包含高挥发性溶质的蒸发产物冷凝并对齐进行处理以基本上除去高挥发性溶质，从而产生 再循环水。可通过已知除去溶质的任何方法来处理冷凝的蒸发产物。在各种实施例中，处理 是通过单独或集成到上述生物处理替代方案的厌氧消化，需氧消化，包括纳滤、超滤和/或 反渗透的膜分离，或离子交换分离，这是本领域技术人员所公知的方法。
[0103] 在该处理之后，所得的水足够干净以在乙醇生产过程中再循环，并且被称为再循 环水。将水的至少一部分与生物质或生物质水解产物混合并形成水解产物发酵培养基的一 部分。此外，再循环水可用于所述方法的生物质预处理部分中。
[0104] 热集成系统
[0105] 在本发明方法中，醪塔、精馏塔和蒸发序列形成热集成系统。在这些组件中循环热 以在本发明乙醇生产方法中最大程度地重新利用热并最小化热引入。
[0106] 运行精馏塔所需的热取决于期望的共沸组合物的方法。在任何情况下，所需的热 受该塔的精馏段管理。运行醪塔所需的热受获得在很大程度上不含乙醇的塔底料流的需要 管理，从而受该塔的汽提段管理。运行精馏塔所需的热则在很大程度上受制得的乙醇量管 理，并在很大程度上独立于发酵醪中的乙醇浓度。运行醪塔所需的热取决于制得的乙醇量， 但还相反地取决于发酵醪中乙醇的浓度。在发酵醪中高于约10%的乙醇浓度下，运行精馏 塔所需的热超过运行醪塔所需的热，在低于10%的浓度下，运行瓶酒蒸馏塔所需的热超过 运行精馏塔所需的热。达到该平衡点的精确数取决于运行的所述方法接近共沸物浓度的程 度以及待进行的分离所处的压力，但是在谷物到乙醇装置的蒸馏段中所需的热一般由精馏 塔的需要管理，然而纤维素乙醇装置中所需的热受醪塔的需要管理，除非提供方便数目的 蒸发级，蒸发级中的需要超过醪塔的需要。
[0107] 因此，在本发明的方法中，在发酵水解产物发酵醪中的乙醇浓度为约6%至10%的 情况下，热负荷需要是基于醪塔的热需要和蒸发序列的