СПОСОБ ПЕРЕГОНКИ
METHOD OF DISTILLATION

Изобретение относится к способу перегонки, прежде всего перегонки этанола из затора.
При перегонке и дегидратации этанола из пивного затора, который после брожения содержит около 10% этанола, 85% воды и 5% твердых веществ, обычным способом затор в подогретом состоянии подают в первую перегонную колонну. В первой перегонной колонне затор упаривают, получая кубовый продукт из содержащихся в заторе твердых компонентов, которые можно удалять из колонны с водой. Обычно часть этого кубового продукта после нагревания вновь возвращают в перегонную колонну (кипятильник).
Первый парообразный дистиллят, который еще содержит воду, этанол и сивушные масла, подают, необязательно через сборник-смеситель, во вторую перегонную колонну, выполненную в виде ректификационной колонны. В этой ректификационной колонне происходит дальнейшее разделение, при котором сивушные масла отводятся в виде бокового потока. Небольшую часть образовавшейся во второй перегонной колонне в виде кубового продукта воды после нагревания вновь возвращают в ректификационную колонну (кипятильник), а остальную часть также удаляют, полностью выводя ее из технологического процесса. Полученный во второй перегонной колонне дистиллят, который все еще содержит воду и этанол, можно вновь частично, необязательно через уже упомянутый выше сборник, возвращать в первую и вторую перегонные колонны.
2
Преобладающее количество образующей второй дистиллят водно-этанольной смеси, содержащей около 95% этанола и 5% воды, подвергают последней дегидратации для получения этанола с максимально возможной степенью чистоты порядка 99-99,8%. На этой последней стадии дегидратации используют молекулярные сита, у которых кристаллические цеолиты по типу губки адсорбируют молекулы НО.
Однако цеолиты молекулярных сит быстро насыщаются водой. Поэтому для возможности постоянной дегидратации насыщенные водой цеолиты необходимо регенерировать. По этой причине молекулярные сита обычно применяют попарно. В этом случае от первого, активного молекулярного сита можно получать высокочистый этанол, который можно использовать также для регенерации второго, неактивного молекулярного сита. При регенерации неактивного молекулярного сита применяемый для этой цели этанол можно возвращать в перегонную колонну обратным потоком, на долю которого может приходиться около 30% от всего чистого этанола, полученного на активном молекулярном сите. При этом постоянная смена действующей на молекулярные сита нагрузки, обусловленной периодическим их нагружением давлением и снятием действующего на них давления, приводит к истиранию подобного заполнителя, которым являются молекулярные сита, и образованию пыли. Такие пылевидные продукты истирания молекулярных сит загрязняют последующие ступени установки, которые по этой причине приходится периодически заменять. В результате возрастают капитальные затраты и эксплуатационные расходы.
Дегидратация этанола является энергоемким процессом. Так, в частности, упаривание затора в первой перегонной колонне, равно как и необходимость возврата в нее больших количеств дистиллята, связаны со значительными эксплуатационными расходами и капитальными затратами. Помимо этого и водно-этанольная смесь перед ее обработкой молекулярными ситами должна иметь высокую степень чистоты, при которой содержание в ней этанола должно составлять около 90-95%, для чего эту смесь веществ приходится подвергать исключительно сложной с точки зрения аппаратурного оформления и исключительной дорогой с точки зрения эксплуатационных расходов ректификации максимально близко к азеотропной точке. По этой причине в ректификационной колонне требуется предусматривать множество ступеней разделения и возвращать в нее большое количество флегмы.
Исходя из описанного выше уровня техники в основу настоящего изобретения была положена задача разработать способ перегонки, который позволял бы существенно повысить экономичность процесса прежде всего при дегидратации этанола из затора.
В отношении способа перегонки, прежде всего этанола из затора, при осуществлении которого исходный поток подают в первую перегонную колонну, часто называемую также отпарной колонной, а отбираемый из нее дистиллят подают во вторую перегонную колонну, часто называемую также ректификационной колонной, указанная задача решается благодаря тому, что исходный поток подвергают очистке первым мембранным методом разделения с получением концентрата, который подают в первую перегонную колонну, и пермеата, который подают во вторую перегонную колонну, и/или дистиллят, отбираемый из второй перегонной колонны, подвергают очистке вторым мембранным методом разделения.
Мембранные процессы разделения, большое разнообразие которых известно из уровня техники, хорошо зарекомендовали себя на практике. Преимущество большинства мембранных процессов разделения состоит в том, что в процессе разделения обрабатываемый продукт не подвергается никаким фазовым превращениям и поэтому не происходит выделения или поглощения никаких количеств скрытой энергии. Помимо этого, сами мембраны инертны по отношению к компонентам разделяемой смеси веществ, благодаря чему исключается возможность дополнительного загрязнения продукта примесями, источником которых являются вспомогательные вещества, используемые в процессах разделения. Тем самым отпадает и необходимость в последующей очистке продукта от подобных загрязняющих его вспомогательных веществ, используемых в процессах разделения. Такие разделительные устройства не требуют также их регенерации.
В качестве мембранных методов разделения предпочтительно использовать так называемые мембранные технологии, а из них, прежде всего для обработки исходного потока, главным образом пивного затора при получении этанола, - фильтрацию через мембрану. В результате подобной фильтрации через мембрану, например, затора в качестве пермеата получают только жидкую смесь этанола, воды и сивушных масел. Остающийся концентрат с повышенным содержанием в нем заторной кашицы подают обычным путем, предпочтительно после его подогрева, в первую перегонную колонну.
Как указано выше, пермеат, полученный в результате мембранного процесса разделения исходного потока, подают в обход первой перегонной колонны непосредственно во вторую перегонную колонну. При получении этанола, в частности из пивного затора, пермеат, полученный в результате мембранного процесса разделения, уже имеет в основном такой же состав, что и дистиллят, получаемый в первой перегонной колонне. Поэтому пермеат нет необходимости направлять на обработку в первой перегонной колонне, а можно сразу подавать во вторую перегонную колонну. Благодаря этому уже обеспечивается значительная экономия энергии, поскольку подаваемый сразу во вторую перегонную колонну пермеат более не требуется, в отличие от традиционных способов, полностью выпаривать в первой перегонной колонне. Сказанное в особенности справедливо в том случае, когда массовое отношение концентрата к пермеату, полученному в результате первого мембранного процесса разделения исходного потока, составляет от 1 до 8.
В предпочтительном варианте можно использовать динамическую фильтрацию через мембрану с поперечным движением потока. Эта технология фильтрации основана на использовании дисковых мембран, смонтированных на полых валах, при этом дисковые мембраны, смонтированные на различных валах, взаимно перекрываются. Поток разделяемого продукта набегает на дисковые мембраны снаружи, а пермеат, проникая сквозь дисковую мембрану внутрь нее, отводится через полый вал. Приведение дисковых мембран во вращение с высокой скоростью относительно разделяемого продукта, а также возникновение значительной турбулентности в зонах взаимного перекрытия дисковых мембран существенно уменьшают вероятность загрязнения мембран или их забивания. В результате повышается удельная производительность по пермеату и снижается расход энергии на единицу количества пермеата. Помимо этого циклы очистки мембран при этом длятся гораздо дольше, чем в других мембранных технологиях, благодаря чему повышается коэффициент готовности и снижаются эксплуатационные расходы. Технология динамической фильтрации через мембрану с поперечным движением потока известна, например, из международной публикации WO 98/23724.
С технологической точки зрения предпочтительно далее подавать пермеат, полученный в результате первого мембранного процесса разделения исходного потока, в виде смеси с первым дистиллятом, т.е. дистиллятом, отбираемым из первой перегонной колонны, во вторую перегонную колонну. В этом случае обеспечивается возможность равномерного регулирования количества подаваемого во вторую перегонную колонну материала и сглаживания колебаний производительности первой перегонной колонны и мембранного процесса разделения. В другом варианте пермеат, полученный в результате первого мембранного процесса разделения исходного потока, и дистиллят, отбираемый из первой перегонной колонны, можно подавать во вторую перегонную колонну отдельно друг от друга.
В зависимости от того или иного варианта осуществления предлагаемого в изобретении способа подаваемые в виде смеси друг с другом или отдельно друг от друга во вторую перегонную колонну пермеат и/или дистиллят, отбираемый из первой перегонной колонны, поддерживают в жидком состоянии в сравнительно горячем состоянии, например с температурой 120°С, но предпочтительно практически в виде жидкой фазы в отличие от уровня техники, согласно которому эти материалы подают во вторую перегонную колонну в парообразном виде при температуре, близкой к точке росы. Иными словами, указанные пермеат и/или дистиллят, по отдельности или в смеси, поддерживают в жидком состоянии при температуре, близкой к температуре кипения.
Из второй перегонной колонны вода отбирается из ее куба в жидкой фазе. Поэтому еще одно преимущество предлагаемого в изобретении способа состоит также в том, что водный компонент пермеата, полученного в результате первого мембранного процесса разделения исходного потока, остается или присутствует во второй перегонной колонне в жидкой фазе. По этой причине во второй перегонной колонне из поступившей в нее смеси необходимо выпаривать только ее этанольный компонент. В отличие от традиционных способов предлагаемый в изобретении способ позволяет экономить энергию, которую потребовалось бы затратить на испарение водного компонента, поскольку вода подается во вторую перегонную колонну в виде жидкой фазы, а не в парообразном виде и остается в этой колонне также в виде жидкой фазы.
В зависимости от выбранного мембранного метода разделения подаваемое в первую перегонную колонну количество жидкости сокращается в сравнении с известным из уровня техники способом на 15-50%. Соответственно на упаривание поданного в первую перегонную колонну количества жидкости требуется и меньшее количество энергии.
Благодаря описанным выше мерам в первую перегонную колонну подается продукт с уже повышенной концентрацией в нем заторной кашицы, содержащей твердые вещества. Несмотря на поступление в первую перегонную колонну меньшего количества жидкости, в подаваемом в нее исходном потоке концентрация кубового продукта, равно как и состав дистиллята, соответствуют обычным способам, однако концентрация в ректификационной колонне выше.
Содержание этанола в дистилляте, отбираемом из второй перегонной колонны, составляет от 75 до 95 мас.%. Преимущество предлагаемого в изобретении способа состоит в том, что даже при сравнительно высоком содержании воды в дистилляте в сопоставлении с обычными способами, при осуществлении которых содержание этанола в дистилляте перед стадией окончательной дегидратации должно составлять порядка 90-95 мас.%, для окончательной дегидратации можно использовать еще один мембранный процесс разделения, прежде всего также мембранную технологию, а в данном случае предпочтительно испарение через мембрану. Благодаря этому появляется возможность снизить стоимость изготовления второй перегонной колонны и расходы на ее эксплуатацию.
Для окончательной дегидратации целесообразно предусмотреть группу параллельно включенных мембранных аппаратов, в которую подают, предпочтительно через перегреватель, дистиллят, отбираемый из второй перегонной колонны (ректификационной колонны), и отводимый из которой в качестве конечного продукта концентрат, в данном случае прежде всего этанол, имеет высокую степень чистоты, превышающую 99%, а преимущественно составляющую от 99 до 99,95%.
Эффективность разделения в мембранных аппаратах можно повысить, вновь подавая небольшую часть являющегося конечным продуктом концентрата, полученного в мембранных аппаратах, в каждый из них в качестве промывного потока на стороне пермеата и вновь возвращая этот концентрат после прохождения через соответствующий мембранный аппарат вместе с полученным в нем пермеатом во вторую перегонную колонну в качестве второго питающего потока.
Промывной поток, отбираемый от получаемого в мембранных аппаратах концентрата, непрерывно возвращается в мембранные аппараты и снижает в них на стороне пермеата парциальное давление воды, что позволяет экономичным путем дополнительно повысить степень чистоты концентрата до величины, достигающей 99,95%.
Для реализации подобного процесса очистки мембран путем их промывки предпочтительно использовать так называемый внутренний промывной поток в виде частичного потока концентрата или же внешний промывной поток, например поток азота. Общая особенность обоих этих методов состоит в физическом (конвективном) отводе или выносе пермеата дополнительным потоком.
Поскольку в предпочтительном варианте в мембранных аппаратах происходит испарение через мембрану, а являющийся конечным продуктом концентрат находится в газовой фазе, промывной поток можно без каких-либо проблем также подавать в мембранные аппараты в газообразном виде. Подобная возможность обеспечивается также благодаря тому, что за дросселем создается разрежение в пермеате и поэтому существенно возрастает объемный расход промывного потока, за счет чего повышается эффективность конвективного уноса пермеата движущимся в противотоке к нему промывным потоком.
Пермеат, полученный в мембранных аппаратах, перед его подачей во вторую перегонную колонну целесообразно подогревать теплом образующегося в ней и отбираемого из нее кубового продукта.
Равным образом тепло конечного продукта и/или кубового продукта, образующегося во второй перегонной колонне и отбираемого из нее, можно использовать для подогрева концентрата, полученного в результате первого мембранного процесса разделения исходного потока, для чего обычно применяются традиционные теплообменники.
Для отвода тепла, подведенного в первую перегонную колонну для испарения жидкости и ставшего после этого избыточным, в подводящей линии, ведущей во вторую перегонную колонну, предпочтительно непосредственно перед входом в нее, целесообразно установить теплообменник, прежде всего конденсатор.
В частном случае осуществления предлагаемого в изобретении способа вторая перегонная колонна может быть образована двумя отделенными одна от другой перегонными колоннами.
Ниже предлагаемый в изобретении способ более подробно рассмотрен со ссылкой на прилагаемые чертежи, на которых представлены лишь технологические схемы и на которых, в частности, показано:
на фиг.1 - схема, иллюстрирующая первый технологический процесс,
на фиг.2 - схема, иллюстрирующая второй технологический процесс.
Помимо этого в прилагаемых к чертежам таблицах 1 и 2 только в качестве примера представлены соответствующие позициям 1-10 и 31-40 конкретные значения встречающихся физических величин, при этом оба технологических процесса, которые проиллюстрированы на фиг.1 и 2, различаются между собой в основном лишь различным использованием выделяющегося в ходе них тепла.
На фиг.1 схематично показана установка для перегонки, соответственно дегидратации этанола из пивного затора, служащего исходным потоком 1, подаваемым на переработку.
Затор содержит около 10 мас.% этанола, 85 мас.% воды и 5 мас.% твердых веществ и имеет температуру, например, 20°С. В ступени 11 мембранного разделения затор разделяют на концентрат 2, содержащий заторную кашицу в повышенной концентрации и твердые вещества, и на пермеат 3, представляющий собой только жидкую фазу, состоящую из смеси воды, этанола и сивушных масел. Концентрат 2 с повышенным содержанием в нем заторной кашицы и твердыми веществами нагревают в теплообменнике 12, например, на 10°С до температуры 30°С и подают в первую перегонную колонну 13 или отпарную колонну.
Жидкий пермеат 3, отбираемый из ступени 11 мембранного разделения исходного потока 1, подают непосредственно во вторую перегонную колонну 14, представляющую собой ректификационную колонну.
Наличие повышенной концентрации заторной кашицы в концентрате 2, подаваемом в первую перегонную колонну 13, позволяет эффективно вести процесс в первой перегонной колонне 13 и исключает необходимость в полном испарении в ней пермеата. Более того, в этой колонне от заторной кашицы отделяется водно-этанольная смесь с повышенным содержанием в ней этанола, который в конечном итоге требуется лишь выпарить из нее, тогда как скапливающиеся в кубе вода и твердые вещества выводятся из процесса в виде кубового продукта 5 (барды).
Часть кубового продукта 5 после нагревания с помощью теплообменника 15 можно обычным путем вновь подавать в первую перегонную колонну 13.
Дистиллят 4, полученный в первой перегонной колонне 13 и содержащий, например, 30% этанола, отводят еще через один теплообменник 16 и затем смешивают с пермеатом 3. Образовавшуюся смесь 6 подают, предпочтительно с постоянным объемным расходом, во вторую перегонную колонну 14. Содержание этанола в этой смеси 6 составляет, например, 20 мас.%, а содержание воды - 80 мас.% при температуре 120°С (см. также данные в таблицах). При этом смесь 6 предпочтительно должна оставаться в жидкой фазе при температуре, близкой к температуре ее кипения.
Дистиллят 7, отбираемый из второй перегонной колонны 14, при температуре, например, 125°С все еще содержит 85 мас.% этанола и 15 мас.% воды. Дистиллят 7, отбираемый из второй перегонной колонны 14, уже при содержании в нем этанола около 80 мас.% в отличие от обычных способов, при осуществлении которых его содержание в дистилляте должно составлять 90-95 мас.%, можно согласно предлагаемому в изобретении способу подвергать окончательной дегидратации мембранным методом разделения.
С этой целью дистиллят 7, отбираемый из второй перегонной колонны 14, подают в группу 17 из нескольких, а в данном примере - из трех параллельно включенных мембранных аппаратов 18, 19, 20. Концентрат 9, получаемый в результате фильтрации через мембранный фильтр, прежде всего испарения через мембрану, представляет собой конечный продукт, а именно высокочистый этанол, содержащий лишь 0,2 мас.% или менее вплоть до 0,05 мас.% воды. Конечный продукт окончательно отбирают после его охлаждения в теплообменнике 12, через который его пропускают в целях подогрева им подаваемого в первую перегонную колонну 13 концентрата 2.
Процесс в мембранных аппаратах 18-20 можно проводить в режиме с очисткой мембран, для чего некоторое количество концентрата 9, представляющего собой конечный продукт, вновь возвращают в каждый из мембранных фильтровальных аппаратов 18-20, пропускают через них в качестве промывного потока, после чего вместе с полученным в них пермеатом в виде смеси 10, содержащей, например, 57,2 мас.% этанола и 42,8 мас.% воды, конденсируют в теплообменнике 21 под вакуумом и подают не показанным на чертеже насосом, необязательно через сборник, обратно во вторую перегонную колонну 14 для обогащения. В теплообменнике 21 в данном случае используется отходящее тепло воды, которая является единственным кубовым продуктом 8, образующимся во второй перегонной колонне 14, и которая выходит из теплообменника охлажденной, например, до 30°С.
В технологическом процессе, осуществляемом в показанной на фиг.2 установке, дистилляции, соответственно дегидратации подвергают этанол из пивного затора, являющегося исходным потоком 31, который подают на переработку и состав которого соответствует составу исходного пивного затора в рассмотренном выше первом примере осуществления изобретения.
В ступени 41 мембранного разделения затор и в этом варианте разделяют на концентрат 32 и пермеат 33. Концентрат 32 пропускают через два теплообменника 42, 43 и/или головной конденсатор первой перегонной колонны 44, нагревая приблизительно до 115°С, и подают в первую перегонную колонну 44.
Часть сгущенного в первой перегонной колонне 44 пивного затора, отбираемого из нее в качестве кубового продукта 35, возвращают через теплообменник 45 обратно в первую перегонную колонну 44, которая благодаря этому может работать в оптимальном режиме (кипятильник). Избыточный кубовый продукт 35 выводят из процесса.
Пермеат 33, а также дистиллят 34, отбираемый из первой перегонной колонны 44, совместно подают в виде их смеси 36 во вторую перегонную колонну 46.
Часть отбираемой из куба второй перегонной колонны 46 очищенной воды после ее испарения в теплообменнике 53 вновь возвращают непосредственно во вторую перегонную колонну 46 (кипятильник), а избыточную воду 38, отбираемую из второй перегонной колонны 46, удаляют, предварительно пропуская через теплообменник 42. Еще один частичный поток 55 очищенной воды испаряют в теплообменнике 52 и используют затем в качестве вспомогательного материала во второй перегонной колонне 46. Теплообменник 52 служит при этом кипятильником, в котором происходит испарение частичного потока 55 очищенной воды. При этом дистиллят 34, отбираемый из первой перегонной колонны 44, конденсируется.
Смесь 36, которая состоит из дистиллята 34, отбираемого из первой перегонной колонны 44, и пермеата 33, получаемого в ступени 41 мембранного разделения исходного потока 31, и которая нагрета до высокой температуры, лежащей вблизи температуры ее кипения, но все еще остается в жидкой фазе, подают во вторую перегонную колонну 46 через расположенный непосредственно перед входом 56 в нее теплообменник 54, прежде всего конденсатор. Посредством теплообменника 54 избыточное тепло, выделившееся в результате испарения жидкости в первой перегонной колонне 44, можно отводить из процесса и использовать в дальнейшем в различных целях.
Часть дистиллята, отбираемого из второй перегонной колонны 46, в виде частичного потока 57 вновь возвращают в нее (флегма), тогда как основной поток 37 дистиллята подают через перегреватель 51 в группу 47 мембранных аппаратов 48-50.
Процесс в мембранных аппаратах 48-50 и в этом варианте можно проводить в режиме с очисткой мембран, для чего часть потока концентрата 39, являющегося конечным продуктом, возвращают обратно в каждый из мембранных фильтровальных аппаратов 48-50, пропускают через них аналогично рассмотренному выше примеру и возвращают в виде смеси 40 с полученным в мембранных аппаратах 48-50 пермеатом во вторую перегонную колонну 46.
Таблица 1
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
Объемный расход, кг/ч
12,000
8,955
3,045
2,955
6,000
6,000
1,842
4,798
1,202
640
Этанол, мас.%
10
9,8
10,5
30
0
20
85
0
99,8
57,2
Вода, мас.%
85
83,5
89,5
70
90
80
15
100
0,2
42,8
Затор, мас.%
5
6,7
0
0
10
0
0
0
0
0
Абсолютное давление, бары
1,013
2,5
2,5
2,5
2,5
2,5
2,5
1,013
1,013
0,1
Температура, °С
20
30
30
120
120
120
125
30
25
120
Таблица 2
31
32
33
34
35
36
37
38
39
40
Объемный расход, кг/ч
12,000
8,955
3,045
2,955
6,000
6,000
1,842
4,798
1,202
640
Этанол, мас.%
10
9,8
10,5
30
0
20
85
0
99,8
57,2
Вода, мас.%
85
83,5
89,5
70
90
80
15
100
0,2
42,8
Затор, мас.%
5
6,7
0
0
10
0
0
0
0
0
Абсолютное давление, бары
1,013
3
3
3
1,013
3
3
1,013
1,013
0,1
Температура, °С
20
115
30
120
30
120
125
50
30
120