CN105418368B

CN105418368B - 一种生产高纯乙醇的工艺及装置

Info

Publication number: CN105418368B
Application number: CN201511026744.1A
Authority: CN
Inventors: 余从立; 孔维芳; 尤丽荣; 纪祖焕
Original assignee: JIANGSU NINE HEAVEN HIGH-TECH Co Ltd
Current assignee: JIANGSU NINE HEAVEN HIGH-TECH Co Ltd
Priority date: 2015-12-31
Filing date: 2015-12-31
Publication date: 2017-12-26
Anticipated expiration: 2035-12-31
Also published as: CN105418368A

Abstract

本发明涉及一种采用两塔差压精馏‑膜设备‑分子筛吸附塔耦合制取高纯乙醇的工艺方法。主要解决现有高纯乙醇生产工艺能耗高，纯度不高的问题。此工艺过程由2个精馏塔、1套膜、2个分子筛吸附塔组成，主要包括一下步骤：（1）低浓度乙醇原料液依次经减压精馏塔塔釜液、塔顶粗酒物流蒸汽预热后作为减压精馏塔进料，塔顶粗酒物流蒸汽经原料冷凝后进入加压精馏塔，在加压精馏的塔顶得到乙醇正压蒸汽，塔釜得到釜残液；（2）乙醇正压蒸汽进入膜装备，经过膜组件分离，膜出口为乙醇蒸汽，负压侧为含少量乙醇的渗透液；（3）膜出口乙醇蒸汽进入分子筛吸附塔，获得高纯乙醇。膜装备负压侧渗透液和分子筛塔再生产生的稀溶液可返回至减压精馏塔。

Description

一种生产高纯乙醇的工艺及装置

技术领域

本发明涉及一种生产高纯乙醇的工艺及装置，属于化工技术领域。

背景技术

高纯乙醇用途非常广泛，例如精密电子元器件加工过程中的超净清洗、干燥，净化间用具的超净清洁，科学试验，医药化工行业重要溶媒，但乙醇与水形成共沸物，采用一种技术很难获得高纯乙醇。

目前乙醇脱水方法主要有精馏，共沸精馏和萃取精馏可以获得无水或纯度较高的乙醇，但这两种工艺能耗较高，均需要添加第三组分，增加成本的同时也增大了企业的环保压力。差压精馏是一种新型的高效节能的精馏技术，利用高压塔塔顶待冷凝的乙醇蒸汽作为低压塔的驱动热源，节约了蒸汽和冷凝水，但差压精馏受共沸物性限制，单一技术不能得到高纯度溶剂。

膜脱水技术利用被分离液体混合物中各组分在膜中溶解（吸附）与扩散速率不同而实现分离，是一种新型分离技术，具有高效节能、过程易于控制、操作方便、便于放大和产业化的优点。随着膜材料制备技术的不断进步，膜技术应用得到了快速发展。其突出的优点是分离过程不受组分气液平衡的限制，能够以低能耗实现精馏等传统方法难以完成的任务，如共沸、近沸混合物的分离。但是目前限制膜应用的主要有以下几点：1、高含水量溶剂体系脱水不适用，受膜生产工艺影响，膜脱水使用范围原料含水量≤30%，含水量过高会导致膜使用寿命缩短；2、投资成本，相对于精馏、分子筛等传统技术，膜技术投资成本较高，原料含水量偏高或者对膜脱水后成品纯度要求过高都会导致膜面积增大，这也是不建议利用膜技术直接获得高纯溶剂的原因。

分子筛吸附技术是目前国内外应用较广泛、技术较成熟的工艺，脱水过程是一个物理过程，不会引起环境污染和造成“三废”排放问题。分子筛对低浓度水仍有很高的吸附效率，而且与其他干燥和分离设备相比，设备投资低。但是该技术不适用于较高含水量溶剂脱水，原因是含水量太高会导致分子筛再生时能耗很高，也会导致分子筛粉化，造成分子筛晶格结构破坏，大大降低分子筛的吸附效率，分子筛粉末可能会被带入到成品中，影响成品质量。故采用分子筛吸附脱水的原料含水量一般控制≤6wt.%。

发明内容

本发明的目的是提供一种高纯乙醇生产工艺，两塔差压精馏-膜设备-分子筛吸附塔耦合制取高纯乙醇，将传统工艺与新型分离技术耦合，不受共沸限制，不需添加第三组分，系统内部热耦合，是一种高效节能环保的分离技术。

一种生产高纯乙醇的工艺，包括如下步骤：

第1步，将乙醇水溶液送入低压精馏塔中进行精馏，得到第一塔顶蒸汽和第一塔釜液；再将第一塔顶蒸汽再经冷凝后送入加压精馏塔中进行精馏，得到第二塔顶蒸汽和第二塔釜液；

第2步，将至少一部分第二塔顶蒸汽送入渗透汽化膜中进行脱水，得到脱水乙醇；

第3步，再将脱水乙醇通过分子筛吸附的方式进行深度脱水，得到高纯乙醇蒸汽。

所述的第1步中，乙醇水溶液的浓度范围5～20wt%；乙醇水溶液在进入低压精馏塔前，依次与第一塔釜液和第一塔顶蒸汽进行换热。

所述的第1步中，低压精馏塔的工作压力优选范围50～90kPa（绝压）；加压精馏塔中，工作压力范围250～500kPa（绝压）。

所述的第1步中，第一塔釜液与高纯乙醇蒸汽进行换热。

所述的第2步中，还有一部分第二塔顶蒸汽与第一塔釜液进行换热后再从加压精馏塔的塔顶回流；且从加压精馏塔的塔顶回流的第二塔顶蒸汽与进入渗透汽化膜的第二塔顶蒸汽的重量比范围是1.5～3:1。

所述的第2步中，渗透汽化膜的渗透侧为负压操作，压力范围50～1500 kPa；渗透汽化膜为透水型分子筛膜，优选NaA膜。

所述的第3步中，分子筛吸附操作压力为250～500 kPa，操作温度130～150℃；再生操作时，操作压力为50～80 kPa，操作温度150～180℃。

一种生产高纯乙醇的装置，包括有低压精馏塔和加压精馏塔，低压精馏塔的塔顶出口与加压精馏塔相连接；加压精馏塔的塔顶出口与渗透汽化膜膜组件的入口相连接，渗透汽化膜的截留侧的出口与分子筛吸附塔相连接。

低压精馏塔与原料管道相连接，所述的原料管与低压精馏塔的塔釜出口和低压精馏塔的塔顶出口之间为换热连接。

加压精馏塔的塔顶出口还通过与低压精馏塔的塔釜之间换热连接之后，再与加压精馏塔的塔顶连接。

渗透汽化膜的渗透侧与低压精馏塔或者加压精馏塔连接。

渗透汽化膜的截留侧的出口通过过热器再与分子筛吸附塔相连接。

渗透汽化膜为透水型分子筛膜，优选NaA膜。

分子筛吸附塔的出口再与低压精馏塔的塔釜进行换热连接。

有益效果

1、本发明采用两塔差压精馏-膜设备-分子筛塔耦合制取高纯乙醇，不受共沸限制，不需添加第三组分，是一种高效环保的分离技术。

2、本发明只有加压精馏塔需外界提供蒸汽加热；低压精馏塔利用加压精馏塔塔顶蒸汽和分子筛塔高纯乙醇蒸汽加热。加压精馏塔塔顶出口气相直接进入膜设备，膜设备出口气相直接进入分子筛塔，整个系统内部热量循环利用。与传统工艺相比，节能50%以上。

附图说明

图1是工艺流程图示意图；

1、预热器；2、低压精馏塔；3、第一再沸器；4、第二再沸器；5、预热器；6、加压精馏塔；7第三再沸器；8、膜组件；9、泵；10、过热器；11、分子筛吸附塔；12、冷凝器；13、真空泵；14、中转罐；15、蒸发器。

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。

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。

本发明所适用的含水乙醇原料可以是指合成反应中的回收乙醇，也可以是指工业过程中的含水乙醇，也能适用于发酵法制乙醇中所得到的含乙醇的发酵液。对于合成反应中的作为溶剂的乙醇，其中还会含有一定量的未反应完成的原料、杂质等；而对于发酵液来说，其中会含有一定量的硫，一般是以发酵液原料中所含有的含硫的化合物的总量来表示。发酵乙醇的水溶液在输入精馏塔前可以通过粗过滤除去大的不溶性成分。

本发明提供的高纯乙醇生产工艺，两塔差压精馏-膜设备-分子筛吸附塔耦合制取高纯乙醇，将传统工艺与新型分离技术耦合，不受共沸限制，不需添加第三组分，系统内部热耦合。其中，两个精馏塔是指低压精馏塔和高压精馏塔，低压精馏塔不需要外部额外提供热量，仅仅使用系统中的其它余热，其可以使乙醇水溶液得到初步的分离，其产生的塔顶蒸汽再送入加压精馏塔中进行进一步地精馏分离，产生的塔顶蒸汽再依次通过渗透汽化膜和分子筛吸附的方法进行深度脱水，即可实现高纯度的乙醇的制备。

本发明所采用的作为原料的乙醇水溶液，其中的乙醇的浓度范围可以是在5～20wt%，为了使低压精馏塔不需要外界提供额外热量而仅仅使用系统中的余热，原料乙醇水溶液在进入低压精馏塔时，可以先依次与低压精馏塔的塔釜液、低压精馏塔塔顶蒸汽（第一塔顶蒸汽）预热；进料位置优选是低压精馏塔的中上部。低压精馏塔的工作压力优选范围50～90kPa（绝压），低压精馏塔塔顶蒸汽再经过冷凝之后，送入加压精馏塔中进行进一步地分离。

在加压精馏塔中，工作压力优选范围250～500kPa（绝压），在加压精馏塔的塔顶得到含水10～25 wt.%乙醇正压蒸汽（第二塔顶蒸汽），该蒸汽分为两股，其中一股与低压精馏塔的塔釜液进行换热后，再返回至加压精馏塔的塔顶回流，另一股气相直接进入后续的渗汽化膜设备，既净化了进膜原料又节约了再次汽化的能源；加压精馏塔的塔顶采出用于低压精馏塔供热的共沸乙醇蒸汽与进膜乙醇蒸汽质量比可以是1.5～3:1。

来自于加压精馏塔的塔顶的蒸汽直接进入渗透汽化膜之后，进行渗透汽化脱水，膜装备渗透侧负压操作，其操作压力为50～1500 kPa（绝压），操作温度为体系饱和蒸汽压对应的温度过热10～20℃；渗透汽化膜装备为透水型分子筛膜，优选NaA膜；乙醇正压蒸汽进入膜装备，经过膜组件分离，膜出口（正压侧）为含水1000～5000ppm的乙醇蒸汽，负压侧为含少量乙醇的水溶液。

渗透汽化膜膜中的脱水乙醇再送入后续的分子筛塔进行深度脱水，分子筛塔的操作压力为250～500 kPa，操作温度130～150℃；再生塔的操作压力为50～80 kPa，操作温度150～180℃，获得含水50～100ppm的高纯乙醇，高纯乙醇蒸汽用于对低压精馏塔的再沸器加热，充分利用余热。

渗透汽化膜设备负压侧渗透液和分子筛再生得到的稀酒精可返回至低压或者加压精馏塔进行回收。

2个精馏塔中只有加压精馏塔需外界提供蒸汽加热；低压精馏塔利用加压精馏塔的塔顶蒸汽和分子筛塔高纯乙醇蒸汽加热。

基于上述的方法，本发明所采用的装置如图1所示的结构，包括有低压精馏塔2和加压精馏塔6，低压精馏塔2的塔顶出口与加压精馏塔6相连接；加压精馏塔6的塔顶出口与渗透汽化膜膜组件8的入口相连接，渗透汽化膜8的截留侧的出口与分子筛吸附塔11相连接。

低压精馏塔2与原料管道相连接，所述的原料管与低压精馏塔2的塔釜出口和低压精馏塔2的塔顶出口之间为换热连接。其作用是实现原料乙醇溶液与低压精馏塔2的塔釜料液和塔顶蒸汽之间的换热，实现原料的预热。

加压精馏塔6的塔顶出口还通过与低压精馏塔2的塔釜之间换热连接之后，再与加压精馏塔6的塔顶连接。其作用是实现将加压精馏塔6的塔顶蒸汽换热给低压精馏塔2，同时还可以将冷凝的蒸汽形成加压精馏塔6的回流。

渗透汽化膜8的渗透侧与低压精馏塔2或者加压精馏塔6连接。目的是实现含有一定量乙醇的渗透汽化透过液的回用。分子筛吸附塔11的再生液出口与低压精馏塔2或者加压精馏塔6连接。目的是实现含有一定量乙醇的再生液的回用。

渗透汽化膜8的截留侧的出口通过过热器10再与分子筛吸附塔11相连接。其作用是实现脱水蒸汽的过热进料。

分子筛吸附塔11的出口再与低压精馏塔2的塔釜进行换热连接。其目的是实现高温的脱水乙醇蒸汽的余热利用和冷凝。

实施例1

如图1所示，乙醇含量20wt.%的低浓度乙醇母液经低压精馏塔2的塔釜液、塔顶粗馏物流蒸汽预热后进入低压精馏塔2的上部，经精馏后，塔釜得到釜残液，塔顶得到乙醇含量50wt.%的蒸汽，蒸汽用于对原料进行预热，预热原料后的蒸汽进入加压精馏塔6，经精馏后，塔釜得到乙醇含量≤0.1wt.%的废水，塔顶得到乙醇含量80wt.%正压物流蒸汽，正压乙醇物流分为两股，返回加压精馏塔与进入渗透汽化膜的两股的质量比为2：1，返回加压精馏塔的股流与低压精馏塔2的塔釜再沸器换热冷凝后作为加压精馏塔6回流液，进入渗透汽化膜的气相采出进入透水型分子筛膜装备（NaA分子筛膜），分子筛膜装备渗透测抽真空，形成原料侧与渗透侧压力差，为水蒸汽通过膜提供动力。经过透水型分子筛膜装备分成截留侧的脱水乙醇和渗透液，渗透液（水含量≥95wt.%）冷凝后返回至前工段，作为低压精馏塔2原料，回收渗透液中少量的乙醇，提高收率。截留侧的脱水乙醇为99.5 wt.%乙醇粗品正压蒸汽，此正压蒸汽过热后进入分子筛吸附塔11（若膜装备与分子筛吸附塔操作压力不同，需在管道上增加热泵，压缩后再过热），得到99.99%高纯乙醇蒸汽。分子筛吸附塔为双子塔，两塔吸附再生切换操作，再生产生的稀酒精（水含量约5wt.%）也返回至低压精馏塔2。高纯乙醇蒸汽用于对低压精馏塔2再沸器加热，充分利用余热。整个工段仅有低压精馏塔2和加压精馏塔6釜残液排出口，乙醇含量≤0.1wt.%。

主要操作参数条件如下：年产4万吨99.99wt.%乙醇，低压精馏塔2塔板数为28，原料的进料位置是第3块塔板，操作压力为80kPa，塔顶温度75℃，塔釜温度95℃，塔顶蒸汽的质量流量是11.2t/h；加压精馏塔6塔板数为38，进料位置是第31块塔板，操作压力为380kPa，塔顶温度115℃，塔釜温度135℃，进入渗透汽化膜8的塔顶蒸汽质量流量是6.95t/h。渗透汽化膜8原料侧操作压力为340 kPa，操作温度130℃，渗透侧操作压力为1200Pa，膜分离机组由10个膜组件串联构成，膜平均通量为1.80kg/m²·h，膜渗透液的质量流量是1.42t/h，进入分子筛吸附塔11的渗透汽化膜8截留侧脱水乙醇质量流量是5.53t/h，分子筛塔操作压力为300kPa，操作温度140℃，分子筛吸附塔11高纯乙醇蒸汽质量流量是5t/h。生产1吨99.99%乙醇需要消耗蒸汽量为2.0吨。

实施例2

如图1所示，乙醇含量25wt.%的低浓度乙醇母液经低压精馏塔2的塔釜液、塔顶粗馏物流蒸汽预热后进入低压精馏塔2的上部，经精馏后，塔釜得到釜残液，塔顶得到乙醇含量57wt.%的蒸汽，蒸汽用于对原料进行预热，预热原料后的蒸汽进入加压精馏塔6，经精馏后，塔釜得到乙醇含量≤0.1wt.%的废水，塔顶得到乙醇含量85wt.%正压物流蒸汽，正压乙醇物流分为两股，返回加压精馏塔与进入渗透汽化膜的两股的质量比为3：1，返回加压精馏塔的股流与低压精馏塔2的塔釜再沸器换热冷凝后作为加压精馏塔6回流液，进入渗透汽化膜的气相采出进入透水型分子筛膜装备（NaA分子筛膜），分子筛膜装备渗透测抽真空，形成原料侧与渗透侧压力差，为水蒸汽通过膜提供动力。经过透水型分子筛膜装备分成截留侧的脱水乙醇和渗透液，渗透液（水含量≥95wt.%）冷凝后返回至前工段，作为低压精馏塔2原料，回收渗透液中少量的乙醇，提高收率。截留侧的脱水乙醇为99.1 wt.%乙醇粗品正压蒸汽，此正压蒸汽过热后进入分子筛吸附塔11（若膜装备与分子筛吸附塔操作压力不同，需在管道上增加热泵，压缩后再过热），得到99.99%高纯乙醇蒸汽。分子筛吸附塔为双子塔，两塔吸附再生切换操作，再生产生的稀酒精（水含量约7wt.%）也返回至低压精馏塔2。高纯乙醇蒸汽用于对低压精馏塔2再沸器加热，充分利用余热。整个工段仅有低压精馏塔2和加压精馏塔6釜残液排出口，乙醇含量≤0.1wt.%。

主要操作参数条件如下：年产4万吨99.99wt.%乙醇，低压精馏塔2塔板数为25，原料的进料位置是第4块塔板，操作压力为120kPa，塔顶温度70℃，塔釜温度90℃，塔顶蒸汽的质量流量是10.3t/h；加压精馏塔6塔板数为33，进料位置是第27块塔板，操作压力为420kPa，塔顶温度125℃，塔釜温度125℃，进入渗透汽化膜8的塔顶蒸汽质量流量是6.55t/h。渗透汽化膜8原料侧操作压力为330 kPa，操作温度120℃，渗透侧操作压力为1100Pa，膜分离机组由12个膜组件串联构成，膜平均通量为1.70kg/m²·h，膜渗透液的质量流量是1.24t/h，进入分子筛吸附塔11的渗透汽化膜8截留侧脱水乙醇质量流量是5.31t/h，分子筛塔操作压力为320kPa，操作温度130℃，分子筛吸附塔11高纯乙醇蒸汽质量流量是5t/h。生产1吨99.99%乙醇需要消耗蒸汽量为2.2吨。

实施例3

与实施例2的区别在于：渗透汽化膜8的渗透液还可以返回加压精馏塔6进行进料。

如图1所示，乙醇含量25wt.%的低浓度乙醇母液经低压精馏塔2的塔釜液、塔顶粗馏物流蒸汽预热后进入低压精馏塔2的上部，经精馏后，塔釜得到釜残液，塔顶得到乙醇含量62wt.%的蒸汽，蒸汽用于对原料进行预热，预热原料后的蒸汽进入加压精馏塔6，经精馏后，塔釜得到乙醇含量≤0.1wt.%的废水，塔顶得到乙醇含量87wt.%正压物流蒸汽，正压乙醇物流分为两股，返回加压精馏塔与进入渗透汽化膜的两股的质量比为3：1，返回加压精馏塔的股流与低压精馏塔2的塔釜再沸器换热冷凝后作为加压精馏塔6回流液，进入渗透汽化膜的气相采出进入透水型分子筛膜装备（NaA分子筛膜），分子筛膜装备渗透测抽真空，形成原料侧与渗透侧压力差，为水蒸汽通过膜提供动力。经过透水型分子筛膜装备分成截留侧的脱水乙醇和渗透液，渗透液（水含量≥95wt.%）冷凝后返回至前工段，作为加压精馏塔6原料，回收渗透液中少量的乙醇，提高收率。截留侧的脱水乙醇为99.3 wt.%乙醇粗品正压蒸汽，此正压蒸汽过热后进入分子筛吸附塔11（若膜装备与分子筛吸附塔操作压力不同，需在管道上增加热泵，压缩后再过热），得到99.99%高纯乙醇蒸汽。分子筛吸附塔为双子塔，两塔吸附再生切换操作，再生产生的稀酒精（水含量约7wt.%）也返回至低压精馏塔2。高纯乙醇蒸汽用于对低压精馏塔2再沸器加热，充分利用余热。整个工段仅有低压精馏塔2和加压精馏塔6釜残液排出口，乙醇含量≤0.1wt.%。

主要操作参数条件如下：年产4万吨99.99wt.%乙醇，低压精馏塔2塔板数为25，原料的进料位置是第4块塔板，操作压力为120kPa，塔顶温度70℃，塔釜温度90℃，塔顶蒸汽的质量流量是10.2t/h；加压精馏塔6塔板数为33，进料位置是第27块塔板，操作压力为420kPa，塔顶温度125℃，塔釜温度125℃，进入渗透汽化膜8的塔顶蒸汽质量流量是6.95t/h。渗透汽化膜8原料侧操作压力为330 kPa，操作温度120℃，渗透侧操作压力为1100Pa，膜分离机组由12个膜组件串联构成，膜平均通量为1.97kg/m²·h，膜渗透液的质量流量是1.18t/h，进入分子筛吸附塔11的渗透汽化膜8截留侧脱水乙醇质量流量是5.77t/h，分子筛塔操作压力为320kPa，操作温度130℃，分子筛吸附塔11高纯乙醇蒸汽质量流量是5.2t/h。生产1吨99.99%乙醇需要消耗蒸汽量为2.0吨。

实施例4

如图1所示，乙醇含量22wt.%的低浓度乙醇母液经低压精馏塔2的塔釜液、塔顶粗馏物流蒸汽预热后进入低压精馏塔2的上部，经精馏后，塔釜得到釜残液，塔顶得到乙醇含量51wt.%的蒸汽，蒸汽用于对原料进行预热，预热原料后的蒸汽进入加压精馏塔6，经精馏后，塔釜得到乙醇含量≤0.1wt.%的废水，塔顶得到乙醇含量85wt.%正压物流蒸汽，正压乙醇物流分为两股，返回加压精馏塔与进入渗透汽化膜的两股的质量比为2：1，返回加压精馏塔的股流与低压精馏塔2的塔釜再沸器换热冷凝后作为加压精馏塔6回流液，进入渗透汽化膜的气相采出进入透水型分子筛膜装备（NaA分子筛膜），分子筛膜装备渗透测抽真空，形成原料侧与渗透侧压力差，为水蒸汽通过膜提供动力。经过透水型分子筛膜装备分成截留侧的脱水乙醇和渗透液，渗透液（水含量≥95wt.%）冷凝后返回至前工段，作为低压精馏塔2原料，回收渗透液中少量的乙醇，提高收率。截留侧的脱水乙醇为99.3 wt.%乙醇粗品正压蒸汽，此正压蒸汽过热后进入分子筛吸附塔11（若膜装备与分子筛吸附塔操作压力不同，需在管道上增加热泵，压缩后再过热），得到99.99%高纯乙醇蒸汽。分子筛吸附塔为双子塔，两塔吸附再生切换操作，再生产生的稀酒精（水含量约6wt.%）也返回至低压精馏塔2。高纯乙醇蒸汽用于对低压精馏塔2再沸器加热，充分利用余热。整个工段仅有低压精馏塔2和加压精馏塔6釜残液排出口，乙醇含量≤0.1wt.%。

主要操作参数条件如下：年产4万吨99.99wt.%乙醇，低压精馏塔2塔板数为20，原料的进料位置是第6块塔板，操作压力为110kPa，塔顶温度75℃，塔釜温度95℃，塔顶蒸汽的质量流量是11.5t/h；加压精馏塔6塔板数为40，进料位置是第22块塔板，操作压力为400kPa，塔顶温度120℃，塔釜温度135℃，进入渗透汽化膜8的塔顶蒸汽质量流量是6.25t/h。渗透汽化膜8原料侧操作压力为310 kPa，操作温度125℃，渗透侧操作压力为1400Pa，膜分离机组由10个膜组件串联构成，膜平均通量为1.75kg/m²·h，膜渗透液的质量流量是1.20t/h，进入分子筛吸附塔11的渗透汽化膜8截留侧脱水乙醇质量流量是5.05t/h，分子筛塔操作压力为300kPa，操作温度120℃，分子筛吸附塔11高纯乙醇蒸汽质量流量是4.9t/h。生产1吨99.99%乙醇需要消耗蒸汽量为2.2吨。

实施例5

本实施例采用生物质发酵法得到的乙醇溶液，发酵液预先经过粗过滤器和陶瓷膜过滤除杂。如图1所示，乙醇含量8wt.%的低浓度乙醇母液（还含有丙醇300ppm，甲醇100ppm，硫醚化合物30ppm等）经低压精馏塔2的塔釜液、塔顶粗馏物流蒸汽预热后进入低压精馏塔2的上部，经精馏后，塔釜得到釜残液，塔顶得到乙醇含量34wt.%的蒸汽，蒸汽用于对原料进行预热，预热原料后的蒸汽进入加压精馏塔6，经精馏后，塔釜得到乙醇含量≤0.1wt.%的废水，塔顶得到乙醇含量64wt.%正压物流蒸汽，正压乙醇物流分为两股，返回加压精馏塔与进入渗透汽化膜的两股的质量比为2：1，返回加压精馏塔的股流与低压精馏塔2的塔釜再沸器换热冷凝后作为加压精馏塔6回流液，进入渗透汽化膜的气相采出进入透水型分子筛膜装备（NaA分子筛膜），分子筛膜装备渗透测抽真空，形成原料侧与渗透侧压力差，为水蒸汽通过膜提供动力。经过透水型分子筛膜装备分成截留侧的脱水乙醇和渗透液，渗透液（水含量94wt.%，硫化合物140ppm）冷凝后返回至前工段，作为低压精馏塔2原料，回收渗透液中少量的乙醇，提高收率。截留侧的脱水乙醇为98.1 wt.%乙醇粗品正压蒸汽，此正压蒸汽过热后进入分子筛吸附塔11（若膜装备与分子筛吸附塔操作压力不同，需在管道上增加热泵，压缩后再过热），得到99.7%高纯乙醇蒸汽。分子筛吸附塔为双子塔，两塔吸附再生切换操作，再生产生的稀酒精（水含量约4wt.%）也返回至低压精馏塔2。高纯乙醇蒸汽用于对低压精馏塔2再沸器加热，充分利用余热。整个工段仅有低压精馏塔2和加压精馏塔6釜残液排出口，乙醇含量≤0.1wt.%。

主要操作参数条件如下：年产4万吨99.7wt.%乙醇，低压精馏塔2塔板数为22，原料的进料位置是第5块塔板，操作压力为130kPa，塔顶温度65℃，塔釜温度95℃，塔顶蒸汽的质量流量是11.4t/h；加压精馏塔6塔板数为31，进料位置是第24块塔板，操作压力为350 kPa，塔顶温度120℃，塔釜温度135℃，进入渗透汽化膜8的塔顶蒸汽质量流量是6.25t/h。渗透汽化膜8原料侧操作压力为340 kPa，操作温度110℃，渗透侧操作压力为1000Pa，膜分离机组由14个膜组件串联构成，膜平均通量为1.65kg/m²·h，膜渗透液的质量流量是1.35t/h，进入分子筛吸附塔11的渗透汽化膜8截留侧脱水乙醇质量流量是4.9t/h，分子筛塔操作压力为330kPa，操作温度125℃，分子筛吸附塔11高纯乙醇蒸汽质量流量是5t/h。生产1吨99.7%乙醇需要消耗蒸汽量为2.2吨。

实施例6

本实施例采用生物质发酵法得到的乙醇溶液，发酵液预先经过粗过滤器和陶瓷膜过滤除杂。如图1所示，乙醇含量8wt.%的低浓度乙醇母液（还含有丙醇300ppm，甲醇100ppm，硫醚化合物30ppm等）经低压精馏塔2的塔釜液、塔顶粗馏物流蒸汽预热后进入低压精馏塔2的上部，经精馏后，塔釜得到釜残液，塔顶得到乙醇含量34wt.%的蒸汽，蒸汽用于对原料进行预热，预热原料后的蒸汽进入加压精馏塔6，经精馏后，塔釜得到乙醇含量≤0.1wt.%的废水，塔顶得到乙醇含量64wt.%正压物流蒸汽，正压乙醇物流分为两股，返回加压精馏塔与进入渗透汽化膜的两股的质量比为2：1，返回加压精馏塔的股流与低压精馏塔2的塔釜再沸器换热冷凝后作为加压精馏塔6回流液，进入渗透汽化膜的气相采出进入透水型分子筛膜装备（NaA分子筛膜），分子筛膜装备渗透测抽真空，形成原料侧与渗透侧压力差，为水蒸汽通过膜提供动力。经过透水型分子筛膜装备分成截留侧的脱水乙醇和渗透液，渗透液（水含量94wt.%，硫化合物140ppm）冷凝后再加入O₃进行氧化处理后返回至前工段，作为低压精馏塔2原料，回收渗透液中少量的乙醇，提高收率。截留侧的脱水乙醇为98.4 wt.%乙醇粗品正压蒸汽，此正压蒸汽过热后进入分子筛吸附塔11（若膜装备与分子筛吸附塔操作压力不同，需在管道上增加热泵，压缩后再过热），得到99.8%高纯乙醇蒸汽。分子筛吸附塔为双子塔，两塔吸附再生切换操作，再生产生的稀酒精（水含量约4wt.%）也返回至低压精馏塔2。高纯乙醇蒸汽用于对低压精馏塔2再沸器加热，充分利用余热。整个工段仅有低压精馏塔2和加压精馏塔6釜残液排出口，乙醇含量≤0.1wt.%。

主要操作参数条件如下：年产4万吨99.8wt.%乙醇，低压精馏塔2塔板数为22，原料的进料位置是第5块塔板，操作压力为130kPa，塔顶温度65℃，塔釜温度95℃，塔顶蒸汽的质量流量是11.4t/h；加压精馏塔6塔板数为31，进料位置是第24块塔板，操作压力为350 kPa，塔顶温度120℃，塔釜温度135℃，进入渗透汽化膜8的塔顶蒸汽质量流量是6.25t/h。渗透汽化膜8原料侧操作压力为340 kPa，操作温度110℃，渗透侧操作压力为1000Pa，膜分离机组由14个膜组件串联构成，膜平均通量为1.75kg/m²·h，膜渗透液的质量流量是1.35t/h，进入分子筛吸附塔11的渗透汽化膜8截留侧脱水乙醇质量流量是4.9t/h，分子筛塔操作压力为330kPa，操作温度125℃，分子筛吸附塔11高纯乙醇蒸汽质量流量是5t/h。生产1吨99.7%乙醇需要消耗蒸汽量为2.0吨。

Claims

1.一种生产高纯乙醇的工艺，其特征在于，包括如下步骤：

采用生物质发酵法得到的乙醇溶液，乙醇溶液预先经过粗过滤器和陶瓷膜过滤除杂，得到乙醇含量8wt.%的低浓度乙醇母液，所述的低浓度乙醇母液中还含有丙醇300ppm、甲醇100ppm、硫醚化合物30ppm，低浓度乙醇母液经低压精馏塔（2）的塔釜液、塔顶粗馏物流蒸汽预热后进入低压精馏塔（2）的上部，经精馏后，塔釜得到釜残液，塔顶得到乙醇含量34wt.%的蒸汽，蒸汽用于对原料进行预热，预热原料后的蒸汽进入加压精馏塔（6），经精馏后，塔釜得到乙醇含量≤0.1wt.%的废水，塔顶得到乙醇含量64wt.%正压乙醇蒸汽，正压乙醇蒸汽分为两股，返回加压精馏塔与进入渗透汽化膜的两股的质量比为2：1，返回加压精馏塔的股流与低压精馏塔（2）的塔釜再沸器换热冷凝后作为加压精馏塔（6）回流液，进入渗透汽化膜的气相采出进入透水型分子筛膜装备，所述的透水型分子筛膜是NaA分子筛膜，分子筛膜装备渗透测抽真空，形成原料侧与渗透侧压力差，为水蒸汽通过膜提供动力，经过透水型分子筛膜装备分成截留侧的脱水乙醇和渗透液，渗透液中的水含量94wt.%、硫化合物140ppm，渗透液冷凝后再加入O₃进行氧化处理后作为低压精馏塔（2）原料，回收渗透液中少量的乙醇，提高收率，截留侧的脱水乙醇为98.4 wt.%乙醇粗品正压蒸汽，乙醇粗品正压蒸汽过热后进入分子筛吸附塔（11），得到99.8%高纯乙醇蒸汽，分子筛吸附塔为双子塔，两塔吸附再生切换操作，再生产生的水含量4wt.%稀酒精也返回至低压精馏塔（2），高纯乙醇蒸汽用于对低压精馏塔（2）再沸器加热，充分利用余热；整个工段仅有低压精馏塔2和加压精馏塔6釜残液排出口，釜残液乙醇含量≤0.1wt.%；

操作参数条件如下：低压精馏塔（2）塔板数为22，原料的进料位置是第（5）块塔板，操作压力为130kPa，塔顶温度65℃，塔釜温度95℃，塔顶蒸汽的质量流量是11.4t/h；加压精馏塔（6）塔板数为31，进料位置是第24块塔板，操作压力为350 kPa，塔顶温度120℃，塔釜温度135℃，进入渗透汽化膜（8）的塔顶蒸汽质量流量是6.25t/h；渗透汽化膜（8）原料侧操作压力为340 kPa，操作温度110℃，渗透侧操作压力为1000Pa，渗透汽化膜（8）由14个膜组件串联构成，膜平均通量为1.75kg/m²·h，膜渗透液的质量流量是1.35t/h，进入分子筛吸附塔（11）的渗透汽化膜（8）截留侧脱水乙醇质量流量是4.9t/h，分子筛塔操作压力为330kPa，操作温度125℃，分子筛吸附塔（11）高纯乙醇蒸汽质量流量是5t/h；生产1吨99.7%乙醇需要消耗蒸汽量为2.0吨。