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CN103038199B - 气相粗醇产物的分离 - Google Patents

气相粗醇产物的分离 Download PDF

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CN103038199B CN201180011666.1A CN201180011666A CN103038199B CN 103038199 B CN103038199 B CN 103038199B CN 201180011666 A CN201180011666 A CN 201180011666A CN 103038199 B CN103038199 B CN 103038199B
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Abstract

通过使用低能量工艺将由乙酸加氢获得的气相粗醇产物进行分离来回收乙醇。在塔中将气相粗乙醇产物进行分离以产生包含乙醇和至少一种不凝性气体的馏出物料流。在第一蒸馏塔之前气相粗乙醇产物可以穿过膜以将至少一种不凝性气体与乙醇分离。随后从馏出物料流回收乙醇产物。

Description

气相粗醇产物的分离
优先权要求
本申请要求2011年4月26日提交的美国申请No.13/094,450和2010年7月9日提交的美国临时申请No.61/363,089的优先权，通过引用将其全文并入本文。
发明领域
本发明总体上涉及生产醇的方法，特别是通过将气相(vapor)粗乙醇产物给进到蒸馏塔来回收乙醇的方法。
发明背景
用于工业用途的乙醇按照常规由石油化工原料例如油、天然气或煤生产，由原料中间体例如合成气生产，或者由淀粉质材料或纤维素材料例如玉米(corn)或甘蔗生产。由石油化工原料以及由纤维素材料生产乙醇的常规方法包括乙烯的酸催化水合、甲醇同系化、直接醇合成和费-托合成。石油化工原料价格的不稳定性促使按照常规生产的乙醇成本波动，在原料价格升高时使对乙醇生产的替代来源的需要比以往更大。淀粉质材料以及纤维素材料通过发酵转化为乙醇。然而，发酵通常用于适合于燃料或人类消费的乙醇的消费性生产。此外，淀粉质或纤维素材料的发酵与食品来源构成竞争并且对用于工业用途所可生产的乙醇的量施加了限制。
通过链烷酸和/或其它含羰基化合物的还原生产乙醇得到广泛研究，在文献中提及了催化剂、载体和操作条件的各种组合。在链烷酸例如乙酸的还原期间，其它化合物随乙醇一起生成或者以副反应生成。这些杂质限制了乙醇的生产和从这类反应混合物的回收。例如，在加氢期间，产生的酯与乙醇和/或水一起形成难以分离的共沸物。此外，当转化不完全时，未反应的乙酸保留在粗乙醇产物中，必须将其加以移除以回收乙醇。
EP02060553描述了将烃转化为乙醇的方法，该方法包括将烃转化为醋酸(ethanoic acid)和将醋酸加氢得到醇。将来自加氢反应器的料流进行分离以获得乙醇料流与乙酸和乙酸乙酯料流，将所述乙酸和乙酸乙酯料流再循环到加氢反应器。
仍需要改善从使链烷酸例如乙酸和/或其它含羰基化合物还原获得的粗产物回收乙醇的方法。
发明概述
在第一实施方案中，本发明涉及生产乙醇的方法，该方法包括：在反应器中将来自乙酸进料流的乙酸加氢以产生气相粗乙醇产物；在第一蒸馏塔中将至少部分所述气相粗乙醇产物进行分离以产生包含乙酸的第一残余物与包含乙醇和至少一种不凝性气体的第一馏出物；以及从第一馏出物回收乙醇。
在第二实施方案中，本发明涉及生产乙醇的方法，该方法包括：提供包含乙醇、乙酸、水、乙酸乙酯和至少一种不凝性气体的气相粗乙醇产物；在第一蒸馏塔中将至少部分所述气相粗乙醇产物分离成包含乙酸的第一残余物与包含乙醇和至少一种不凝性气体的第一馏出物；将至少部分第一馏出物进行分离以获得包含至少一种不凝性气体的气相料流与包含乙醇的液体料流；以及从所述液体料流回收乙醇。
在第三实施方案中，本发明涉及生产乙醇的方法，该方法包括：在反应器中将来自乙酸进料流的乙酸加氢以产生气相粗乙醇产物；在第一膜中将至少部分所述气相粗乙醇产物进行分离以产生包含至少一种不凝性气体的第一渗透物，与包含乙酸、乙醇、乙酸乙酯和水的第一渗余物；以及从第一渗余物回收乙醇。
附图说明
下面参考附图详细地描述本发明，其中相同的数字指示类似的部分。
图1是根据本发明一个实施方案的乙醇生产系统的示意图。
图2是根据本发明一个实施方案的具有氢膜(hydrogen membrane)的乙醇生产系统的示意图。
发明详述
介绍
根据本发明的乙酸催化加氢产生粗醇产物，例如包含乙醇、水、乙酸乙酯、乙酸、不凝性气体和其它杂质的粗乙醇产物。加氢反应典型地在气相中进行并且获得处于气相的粗乙醇产物。本发明涉及在不使所述粗乙醇产物冷凝的情况下，从这种气相粗乙醇产物回收乙醇的方法。
粗乙醇产物具有足够的热量来驱动在初始蒸馏塔中的分离。例如，反应温度典型地大于在初始分离塔基底部所需的温度。这可以允许直接热整合以使气相粗乙醇产物中所含的反应热可以用于初始分离塔来驱动分离过程。这种直接热交换提供了减少供给到塔再沸器的能量且因此降低该再沸器所需的尺寸和资本的机会。将蒸气进料流给进到该塔可以降低再沸器载荷，这是因为由所述进料提供了蒸发潜热。
粗乙醇产物还可以包含一种或多种选自氢气、一氧化碳、二氧化碳、甲烷、乙烷和它们的混合物的不凝性气体。取决于这些气体、特别是氢气的浓度，可能难以维持初始分离塔即蒸馏塔中的蒸气液体平衡。因此，优选地，可以在没有进行冷凝的情况下将这些不凝性气体中的一种或多种、特别是氢气从气相粗乙醇产物移出。在一个实施方案中，可以使用氢气渗透膜维持剩余粗乙醇产物的蒸气状态。氢气可以作为渗透物被移出，而剩余粗乙醇产物形成渗余物。在本发明的该方面，渗余物保持处于气相并且可以直接给进到初始分离塔。可以通过将初始分离塔的馏出物进行部分冷凝取出渗余物中的任何剩余不凝性气体。可以将低沸点有机组分和任何剩余痕量氢气分离出并且从该部分冷凝器中的有机液体本体(bulk)排出。可以从冷凝的馏出物回收乙醇。
氢气膜可以是在100℃的最大温度和大于500kPa，例如大于700kPa的压力下操作的聚合物基膜。在另一个实施方案中，氢气膜是钯基膜，例如具有铜、钇、钌、铟、铅和/或稀土金属且对氢气具有高选择性的钯基合金。合适的钯基膜描述于Burkhanov等的“Palladium-Based Alloy Membranes for Separation of High PurityHydrogen from Hydrogen-Containing Gas Mixtures”，PlatinumMetals Rev.,2011,55,(1),3-12中，通过引用将其全文并入。有效的氢气分离钯基膜通常具有高的氢气透过性、在用氢气饱和时低的膨胀性、良好的抗腐蚀性以及在100℃-900℃，例如300℃-700℃的温度下操作期间高的塑性和强度。因为粗乙醇产物可以含有未反应的乙酸，氢气膜应容许约pH1的酸性条件。
在另一个实施方案中，可以在没有初始氢气分离的情况下，将来自反应器的气相粗乙醇产物直接给进到初始分离塔。取决于初始分离塔的操作条件和粗乙醇产物的组成，初始分离塔可以从残余物中的气相粗乙醇产物取出大部分乙酸。在一些实施方案中，还可以在残余物中取出水。可以将来自分离塔的馏出物冷凝并给进到塔顶闪蒸器或气液分离罐(knock-out pot)。将不凝性气体例如氢气在气相中从闪蒸器分离出，并且可以将其从系统清洗出或者返回到反应器。优选将来自闪蒸器的液相分离成两部分。优选将液相的第一部分回流到初始分离塔，而将液相的第二部分进一步分离以回收乙醇。
乙酸的加氢
本发明方法可以用于任何生产乙醇的加氢工艺。下面进一步描述可在乙酸加氢中使用的材料、催化剂、反应条件和分离方法。
有关本发明方法所使用的原料、乙酸和氢气可以衍生自任何合适的来源，包括天然气、石油、煤、生物质等。作为实例，可以通过甲醇羰基化、乙醛氧化、乙烯氧化、氧化发酵和厌氧发酵生产乙酸。适合于乙酸生产的甲醇羰基化方法描述于美国专利No.7,208,624、7,115,772、7,005,541、6,657,078、6,627,770、6,143,930、5,599,976、5,144,068、5,026,908、5,001,259和4,994,608中，它们的全部公开内容通过引用并入本文。任选地，可以将乙醇生产与这种甲醇羰基化方法进行整合。
由于石油和天然气价格波动，或多或少变得昂贵，所以由替代碳源生产乙酸和中间体例如甲醇和一氧化碳的方法已逐渐引起关注。特别地，当石油相对昂贵时，由衍生自较为可用的碳源的合成气体（“合成气”）生产乙酸可能变得有利。例如，美国专利No.6,232,352（通过引用将其全文并入本文）教导了改造甲醇装置用以制造乙酸的方法。通过改造甲醇装置，对于新的乙酸装置，与CO产生有关的大量资金费用得到显著降低或在很大程度上消除。使所有或部分合成气从甲醇合成环路进行分流并供给到分离器单元以回收CO，然后将其用于生产乙酸。以类似方式，用于加氢步骤的氢气可以由合成气供给。
在一些实施方案中，用于上述乙酸加氢方法的一些或所有原料可以部分或全部衍生自合成气。例如，乙酸可以由甲醇和一氧化碳形成，甲醇和一氧化碳均可以衍生自合成气。合成气可以通过部分氧化重整或蒸汽重整形成，并且可以将一氧化碳从合成气分离出。类似地，可以将用于乙酸加氢形成粗乙醇产物步骤的氢气从合成气分离出。进而，合成气可以衍生自多种碳源。碳源例如可以选自天然气、油、石油、煤、生物质和它们的组合。合成气或氢气还可以得自生物衍生的甲烷气体，例如由垃圾填埋场废物(landfill waste)或农业废物产生的生物衍生的甲烷气体。
在另一个实施方案中，用于加氢步骤的乙酸可以由生物质发酵形成。发酵方法优选利用产乙酸(acetogenic)方法或同型产乙酸微生物使糖类发酵得到乙酸并产生很少（如果有的话）二氧化碳作为副产物。与通常具有约67%碳效率的常规酵母法相比，所述发酵方法的碳效率优选大于70%、大于80%或大于90%。任选地，发酵过程中使用的微生物为选自如下的属：梭菌属(Clostridium)、乳杆菌属(Lactobacillus)、穆尔氏菌属(Moorella)、热厌氧杆菌属(Thermoanaerobacter)、丙酸杆菌属(Propionibacterium)、丙酸螺菌属(Propionispera)、厌氧螺菌属(Anaerobiospirillum)和拟杆菌属(Bacteriodes)，特别是选自如下的物质：蚁酸醋酸梭菌(Clostridiumformicoaceticum)、丁酸梭菌(Clostridium butyricum)、热醋穆尔氏菌(Moorella thermoacetica)、凯伍热厌氧菌(Thermoanaerobacter kivui)、德氏乳杆菌(Lactobacillus delbrukii)、产丙酸丙酸杆菌(Propionibacterium acidipropionici)、栖树丙酸螺菌(Propionisperaarboris)、产琥珀酸厌氧螺菌(Anaerobiospirillum succinicproducens)、嗜淀粉拟杆菌(Bacteriodes amylophilus)和栖瘤胃拟杆菌(Bacteriodesruminicola)。任选地，在该过程中，可以将全部或部分的来自生物质的未发酵残余物例如木脂体气化以形成可用于本发明加氢步骤的氢气。用于形成乙酸的示例性发酵方法公开于美国专利No.6,509,180；6,927,048；7,074,603；7,507,562；7,351,559；7,601,865；7,682,812；和7,888,082中，通过引用将它们全文并入本文。还参见美国公布No.2008/0193989和2009/0281354，通过引用将它们全文并入本文。
生物质的实例包括但不限于农业废弃物、林业产品、草和其它纤维素材料、木材采伐剩余物、软木材碎片、硬木材碎片、树枝、树根、叶子、树皮、锯屑、不合格纸浆、玉米、玉米秸秆、麦秸秆、稻杆、甘蔗渣、软枝草、芒草、动物粪便、市政垃圾、市政污泥(municipalsewage)、商业废物、葡萄皮渣、杏核壳、山核桃壳、椰壳、咖啡渣、草粒、干草粒、木质颗粒、纸板、纸、塑料和布。参见例如美国专利No.7,884,253，通过引用将其全文并入本文。另一种生物质源是黑液，即稠的暗色液体，其为将木材转变成纸浆、然后将纸浆干燥来制造纸的Kraft方法的副产物。黑液是木质素残余物、半纤维素和无机化学物质的水溶液。
美国专利No.RE 35,377（也通过引用将其并入本文）提供了一种通过使含碳材料例如油、煤、天然气和生物质材料转化生产甲醇的方法。该方法包括使固体和/或液体含碳材料加氢气化以获得工艺气体，用另外的天然气将该工艺气体蒸汽热解以形成合成气。将该合成气转化为可以羰基化为乙酸的甲醇。该方法同样产生如上述有关本发明所可使用的氢气。美国专利No.5,821,111公开了一种将废生物质通过气化转化为合成气的方法，以及美国专利No.6,685,754公开了生产含氢气体组合物例如包含氢气和一氧化碳的合成气的方法，通过引用将它们全文并入本文。
给进到加氢反应的乙酸还可以包含其它羧酸和酸酐，以及乙醛和丙酮。优选地，合适的乙酸进料流包含一种或多种选自乙酸、乙酸酐、乙醛、乙酸乙酯和它们的混合物的化合物。在本发明的方法中还可以将这些其它化合物加氢。在一些实施方案中，在丙醇生产中羧酸例如丙酸或其酸酐的存在会是有益的。乙酸进料中还可以存在水。
或者，可以直接从美国专利No.6,657,078（通过引用将其全文并入本文）中所描述的一类甲醇羰基化单元的闪蒸器取出蒸气形式的乙酸作为粗产物。例如，可以将粗蒸气产物直接给进到本发明的乙醇合成反应区而不需要冷凝乙酸和轻馏分或者除去水，从而节省总体工艺费用。
可以使乙酸在反应温度下气化，然后可以将气化的乙酸随同未稀释状态或用相对惰性的载气例如氮气、氩气、氦气、二氧化碳等稀释的氢气一起给进。为使反应在气相中运行，应控制系统中的温度使得其不下降到低于乙酸的露点。在一个实施方案中，可以在特定压力下使乙酸在乙酸沸点气化，然后可以将气化的乙酸进一步加热到反应器入口温度。在另一个实施方案中，将乙酸在气化前与其它气体混合，接着将混合蒸气一直加热到反应器入口温度。优选地，通过使氢气和/或循环气穿过处于或低于125℃的温度下的乙酸而使乙酸转变为蒸气状态，接着将合并的气态料流加热到反应器入口温度。
将乙酸加氢形成乙醇的方法的一些实施方案可以包括使用固定床反应器或流化床反应器的各种构造。在本发明的许多实施方案中，可以使用“绝热”反应器；即，具有很少或不需要穿过反应区的内部管道装置(plumbing)来加入或除去热。在其它实施方案中，可以使用径向流动的一个反应器或多个反应器，或者可以使用具有或不具有热交换、急冷或引入另外进料的系列反应器。或者，可以使用配设有热传递介质的壳管式反应器。在许多情形中，反应区可以容纳在单个容器中或之间具有换热器的系列容器中。
在优选的实施方案中，催化剂在例如管道或导管形状的固定床反应器中使用，其中典型地为蒸气形式的反应物穿过或通过所述催化剂。可使用其它反应器，例如流化床或沸腾床反应器。在一些情形中，加氢催化剂可以与惰性材料结合使用以调节反应物料流通过催化剂床的压降和反应物化合物与催化剂颗粒的接触时间。
可以在液相或气相中进行加氢反应。优选地，在气相中于如下条件下进行该反应。反应温度可以为125℃-350℃，例如200℃-325℃、225℃-300℃或250℃-300℃。压力可以为10kPa-3000kPa，例如50kPa-2300kPa或100kPa-1500kPa。可以将反应物以大于500hr-1，例如大于1000hr-1、大于2500hr-1或甚至大于5000hr-1的气时空速(GHSV)给进到反应器。就范围而言，GHSV可以为50hr-1-50,000hr-1，例如500hr-1-30,000hr-1、1000hr-1-10,000hr-1或1000hr-1-6500hr-1。
任选在刚刚足以克服穿过催化床的压降的压力下以所选择的GHSV进行加氢，尽管不限制使用较高的压力，但应理解，在高的空速例如5000hr-1或6,500hr-1下可能经历通过反应器床的相当大的压降。
虽然该反应每摩尔乙酸消耗2摩尔氢气从而产生1摩尔乙醇，但进料流中氢气与乙酸的实际摩尔比可以为约100:1-1:100，例如50:1-1:50、20:1-1:2或12:1-1:1。最优选地，氢气与乙酸的摩尔比大于2:1，例如大于4:1或大于8:1。
接触或停留时间也可以宽泛地变化，这些取决于如乙酸的量、催化剂、反应器、温度和压力的变量。当使用除固定床外的催化剂系统时，典型的接触时间为几分之一秒到大于若干小时，至少对于气相反应，优选的接触时间为0.1-100秒，例如0.3-80秒或0.4-30秒。
在加氢催化剂存在下进行乙酸加氢形成乙醇。合适的加氢催化剂包括任选在催化剂载体上包含第一金属并任选包含第二金属、第三金属或任意数目的另外金属中的一种或多种的催化剂。第一与可选的第二和第三金属可以选自：IB、IIB、IIIB、IVB、VB、VIB、VIIB、VIII族过渡金属，镧系金属，锕系金属或者选自IIIA、IVA、VA和VIA族中任意族的金属。就一些示例性催化剂组合物而言的优选金属组合包括铂/锡、铂/钌、铂/铼、钯/钌、钯/铼、钴/钯、钴/铂、钴/铬、钴/钌、钴/锡、银/钯、铜/钯、铜/锌、镍/钯，金/钯、钌/铼和钌/铁。示例性的催化剂还描述于美国专利No.7,608,744和美国公布No.2010/0029995中，通过引用将它们全文并入本文。在另一个实施方案中，催化剂包括美国公布No.2009/0069609中所述类型的Co/Mo/S催化剂，通过引用将其全文并入本文。
在一个实施方案中，该催化剂包含选自铜、铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱、铂、钛、锌、铬、铼、钼和钨的第一金属。优选地，第一金属选自铂、钯、钴、镍和钌。更优选地，第一金属选自铂和钯。在第一金属包含铂的本发明实施方案中，由于对铂的高商业需求，催化剂优选包含小于5wt.%例如小于3wt.%或小于1wt.%的量的铂。
如上所示，在一些实施方案中，催化剂还包含第二金属，该第二金属典型地可起促进剂的作用。如果存在，第二金属优选选自铜、钼、锡、铬、铁、钴、钒、钨、钯、铂、镧、铈、锰、钌、铼、金和镍。更优选地，第二金属选自铜、锡、钴、铼和镍。更优选地，第二金属选自锡和铼。
在催化剂包括两种或更多种金属，例如第一金属和第二金属的某些实施方案中，第一金属以0.1-10wt.%，例如0.1-5wt.%或0.1-3wt.%的量存在于催化剂中。第二金属优选以0.1-20wt.%，例如0.1-10wt.%或0.1-5wt.%的量存在。对于包含两种或更多种金属的催化剂，所述两种或更多种金属可以彼此合金化或者可以包含非合金化金属固溶体或混合物。
优选的金属比率可以取决于催化剂中所用的金属而变动。在一些示例性实施方案中，第一金属与第二金属的摩尔比优选为10:1-1:10，例如4:1-1:4、2:1-1:2、1.5:1-1:1.5或1.1:1-1:1.1。
该催化剂还可以包含第三金属，该第三金属选自上文关于第一或第二金属所列出的任意金属，只要该第三金属不同于第一和第二金属。在优选方面，第三金属选自钴、钯、钌、铜、锌、铂、锡和铼。更优选地，第三金属选自钴、钯和钌。当存在时，第三金属的总重量优选为0.05-4wt.%，例如0.1-3wt.%或0.1-2wt.%。
在本发明的一些实施方案中，除一种或多种金属外，催化剂还包含载体或改性载体。如本文所使用的，术语“改性载体”是指包括载体材料和载体改性剂的载体，所述载体改性剂调节载体材料的酸度。
载体或改性载体的总重量基于该催化剂总重量计优选为75-99.9wt.%，例如78-97wt.%或80-95wt.%。在利用改性载体的优选实施方案中，载体改性剂以基于催化剂总重量计0.1-50wt.%，例如0.2-25wt.%、0.5-15wt.%或1-8wt.%的量存在。催化剂的金属可以分散遍及整个载体，在整个载体中分层，涂覆在载体的外表面上（即蛋壳）或修饰(decorate)在载体表面上。
本领域技术人员可意识到，对载体材料进行选择使得催化剂体系在用于生成乙醇的工艺条件下具有合适的活性、选择性和稳定性(robust)。
合适的载体材料可以包括例如稳定的金属氧化物基载体或陶瓷基载体。优选的载体包括含硅载体，例如二氧化硅、二氧化硅/氧化铝、IIA族硅酸盐如偏硅酸钙、热解二氧化硅、高纯度二氧化硅和它们的混合物。其它载体可以包括但不限于铁氧化物（iron oxide）、氧化铝、二氧化钛、氧化锆、氧化镁、碳、石墨、高表面积石墨化碳、活性炭和它们的混合物。
如所示，催化剂载体可以用载体改性剂进行改性。在一些实施方案中，载体改性剂可以是提高催化剂酸度的酸性改性剂。合适的酸性改性剂可以选自IVB族金属的氧化物、VB族金属的氧化物、VIB族金属的氧化物、VIIB族金属的氧化物、VIIIB族金属的氧化物、铝氧化物和它们的混合物。酸性载体改性剂包括选自TiO2、ZrO2、Nb2O5、Ta2O5、Al2O3、B2O3、P2O5和Sb2O3的那些。优选的酸性载体改性剂包括选自TiO2、ZrO2、Nb2O5、Ta2O5和Al2O3的那些。酸性改性剂还可以包括WO3、MoO3、Fe2O3、Cr2O3、V2O5、MnO2、CuO、Co2O3、Bi2O3。
在另一个实施方案中，载体改性剂可以是具有低挥发性或无挥发性的碱性改性剂。这类碱性改性剂例如可以选自：(i)碱土金属氧化物、(ii)碱金属氧化物、(iii)碱土金属偏硅酸盐、(iv)碱金属偏硅酸盐、(v)IIB族金属氧化物、(vi)IIB族金属偏硅酸盐、(vii)IIIB族金属氧化物、(viii)IIIB族金属偏硅酸盐和它们的混合物。除氧化物和偏硅酸盐之外，可以使用包括硝酸盐、亚硝酸盐、乙酸盐和乳酸盐在内的其它类型的改性剂。优选地，载体改性剂选自钠、钾、镁、钙、钪、钇和锌中任意元素的氧化物和偏硅酸盐，以及前述的任意混合物。更优选地，碱性载体改性剂是硅酸钙，更优选偏硅酸钙(CaSiO3)。如果碱性载体改性剂包含偏硅酸钙，则偏硅酸钙的至少一部分优选为结晶形式。
优选的二氧化硅载体材料是来自Saint-Gobain NorPro的SS61138高表面积(HSA)二氧化硅催化剂载体。Saint-Gobain NorProSS61138二氧化硅表现出如下性质：含有约95wt.%的高表面积二氧化硅；约250m2/g的表面积；约12nm的中值孔径；通过压汞孔隙测量法测量的约1.0cm3/g的平均孔体积和约0.352g/cm3(22lb/ft3)的堆积密度。
优选的二氧化硅/氧化铝载体材料是来自Sud-Chemie的KA-160二氧化硅球，其具有约5mm的标称直径，约0.562g/ml的密度，约0.583g H2O/g载体的吸收率，约160-175m2/g的表面积和约0.68ml/g的孔体积。
适用于本发明的催化剂组合物优选通过改性载体的金属浸渍形成，尽管还可以使用其它方法例如化学气相沉积。这样的浸渍技术描述于上文提及的美国专利No.7,608,744和7,863,489以及美国公布No.2010/0197485中，通过引用将它们全文并入本文。
特别地，乙酸的加氢可以获得乙酸的有利转化率和对乙醇的有利选择性和产率。就本发明而言，术语“转化率”是指进料中转化为除乙酸外的化合物的乙酸的量。转化率按基于进料中乙酸的摩尔百分数表示。所述转化率可以为至少10%，例如至少20%、至少40%、至少50%、至少60%、至少70%或至少80%。虽然期望具有高转化率例如至少80%或至少90%的催化剂，但是在一些实施方案中在乙醇的选择性高时低的转化率也可以接受。当然，应充分理解，在许多情形中，可通过适当的再循环料流或者使用较大的反应器来弥补转化率，但却较难于弥补差的选择性。
选择性按基于转化的乙酸的摩尔百分数表示。应理解由乙酸转化的每种化合物具有独立的选择性并且该选择性不依赖于转化率。例如，如果所转化的乙酸的60摩尔%转化为乙醇，则乙醇选择性为60%。优选地，催化剂对乙氧基化物的选择性为至少60%，例如至少70%或至少80%。如本文所使用的，术语“乙氧基化物”具体是指化合物乙醇、乙醛和乙酸乙酯。优选地，乙醇的选择性为至少80%，例如至少85%或至少88%。该加氢过程的优选实施方案还具有对不期望的产物例如甲烷、乙烷、二氧化碳、一氧化碳和它们的混合物的低选择性。对这些不期望的产物的选择性优选小于4%，例如小于2%或小于1%。更优选地，这些不期望的产物以检测不到的量存在。烷烃的形成可以是低的，理想地，穿过催化剂的乙酸小于2%、小于1%或小于0.5%转化为烷烃，该烷烃除作为燃料外具有很小价值。
如本文中所使用的术语“产率”是指加氢期间基于所用催化剂的千克计每小时所形成的规定产物例如乙醇的克数。优选的产率为每千克催化剂每小时至少100克乙醇，例如每千克催化剂每小时至少400克乙醇为或每千克催化剂每小时至少600克乙醇。就范围而言，所述产率优选为每千克催化剂每小时100-3,000克乙醇，例如400-2,500克乙醇每千克催化剂每小时或600-2,000克乙醇每千克催化剂每小时。
在本发明条件下操作可以大约产生至少0.1吨乙醇/小时，例如至少1吨乙醇/小时、至少5吨乙醇/小时或至少10吨乙醇/小时的乙醇产率。较大规模的乙醇工业生产（取决于规模）通常应为至少1吨乙醇/小时，例如至少15吨乙醇/小时或至少30吨乙醇/小时。就范围而言，对于大规模的乙醇工业生产，本发明的方法可以产生0.1-160吨乙醇/小时，例如15-160吨乙醇/小时或30-80吨乙醇/小时。由发酵生产乙醇，由于规模经济，通常不允许单一设备来进行可通过使用本发明实施方案实现的乙醇生产。
在本发明的各种实施方案中，由加氢方法产生的粗乙醇产物，在任何随后处理例如纯化和分离之前，将典型地包含乙酸、乙醇和水。如本文所使用的，术语“粗乙醇产物”是指包含5-70wt.%乙醇和5-40wt.%水的任何组合物。在表1中提供了粗乙醇产物的示例性组成范围。出于清楚目的，未在表1中显示不凝性气体，例如氢气、一氧化碳和二氧化碳的浓度。氢气浓度可随摩尔进料比而变动。表1中所确定的“其它”可以包括例如酯、醚、醛、酮、烷烃和二氧化碳。
在一个实施方案中，粗乙醇产物包含小于20wt.%，例如小于15wt.%、小于10wt.%或小于5wt.%的量的乙酸。在具有较低乙酸量的实施方案中，为生产乙醇，乙酸的转化率优选大于75%，例如大于85%或大于90%。此外，乙醇选择性也优选是高的，优选大于75%，例如大于85%或大于90%。
乙醇回收
在图1和2中显示了根据本发明实施方案的示例性乙醇回收系统。每个加氢系统100提供了合适的加氢反应器和根据本发明实施方案将乙醇从粗反应混合物分离出的工艺。系统100包含反应区101和分离区102。
分别通过管线104和105将氢气和乙酸给进到蒸发器103以在导向到反应器107的管线106中产生蒸气进料流。在一个实施方案中，管线104和105可以合并且共同给进到蒸发器103。管线106中蒸气进料流的温度优选为100℃-350℃，例如120℃-310℃或150℃-300℃。将没有气化的任何进料从蒸发器103移出，并可以将其再循环或弃去。此外，虽然显示了管线106导向反应器107的顶部，但是管线106可以导向反应器107的侧部、上部或底部。
反应器107含有用于使羧酸，优选乙酸加氢的催化剂。在一个实施方案中，可以在反应器的上游、任选在蒸发器的上游使用一个或多个保护床（未示出），以保护催化剂免于遭受进料或返回/再循环料流中所含的有毒物质或不期望的杂质。这类保护床可以在蒸气料流或液体料流中使用。合适的保护床材料可以包括例如碳、二氧化硅、氧化铝、陶瓷或树脂。在一方面，保护床介质是功能化的，例如银功能化的，以捕集特殊物质例如硫或卤素。
在加氢过程期间，通过管线108将气相粗乙醇产物料流优选连续地从反应器107取出。根据本发明，管线108中的粗乙醇产物料流保持处于气相。优选地，气相粗乙醇产物料流具有200℃-350℃，例如250℃-350℃或275℃-300℃的温度。任选地，可以通过使用换热器将粗乙醇产物料流部分冷却以达到氢气分离膜130的操作温度，条件是粗乙醇产物料流保持处于气相。在图2的膜130中，渗透料流131包含氢气和痕量的其它有机蒸气。可对该料流进行再次加压并且将其在进入蒸发器103之前与新鲜氢气合并。渗余物料流132可包含粗乙醇产物中的所有剩余有机组分，加上痕量的氢气。因为粗乙醇产物在进入第一塔109之前没有进行冷凝，本发明的分离系统不包括在反应器107和第一塔109之间的气液分离罐或类似装置。
就本发明而言，粗乙醇产物料流的蒸气进料可以提供驱动初始分离塔109（本文也称作“第一分离塔”或“第一塔”）中的分离所需的大部分能量。因此，为第一塔109安装的再沸器可具有显著减小的尺寸，从而提供设备费用节省。由于对再沸器降低的能量要求，其优选以比可比的再沸器小至少70%，或至少78%的负荷操作，所述可比的再沸器对给进到第一塔的液体粗乙醇产物（温度刚好低于其沸点）进行操作。
如图1中所示，将管线108中的粗乙醇产物料流的蒸气部分给进到第一塔109的侧部。虽然本发明的多个实施方案可以使用不同的分离系统，但是优选取出至少一个包含乙酸的料流。在一个实施方案中，将乙酸和任何其它重质组分（如果存在）从管线108中的气相粗乙醇产物移出并且优选作为第一残余物110连续地取出。如所示，在一些实施方案中，用于第一塔109中分离步骤的能量由来自管线108中气相粗乙醇产物的热来提供，并且第一塔109包括在相对于将刚好低于其沸点的液体粗乙醇产物送到第一塔109的可比较系统而言降低的负荷下操作的再沸器。在一些实施方案中，在反应器中高的转化率条件，例如大于90%或大于95%下，可以将乙酸作为主要包含水的稀酸或弱酸料流从第一塔109移出。第一塔109还形成在管线111中取出的塔顶蒸气。该蒸气在进入闪蒸器112之前进行部分冷凝。可将任何低沸点组分和任何痕量剩余氢气排出并通过管线113从该工艺分离出。
当第一塔109在约170kPa下操作时，在管线110中离开塔109的残余物的温度优选为90℃-130℃，例如95℃-120℃或100℃-115℃。在管线111中离开塔109的馏出物的温度优选为60℃-90℃，例如65℃-85℃或70℃-80℃。在一些实施方案中，第一塔109的压力可以为0.1kPa-510kPa，例如1kPa-475kPa或1kPa-375kPa。下表2中提供了第一塔109的示例性馏出物和残余物组成。应注意的是，这些组成可以随粗乙醇产物组成、乙酸转化率、塔的具体操作条件以及是否在残余物中移出大部分水而变动。还应该理解的是，所述馏出物和残余物还可以含有未列出的其它组分，例如来自进料的组分。为了方便，第一塔的馏出物和残余物也可以称作“第一馏出物”或“第一残余物”。其它塔的馏出物或残余物也可以用类似的数字修饰语（第二、第三等）被提及以便将它们彼此区分开，但是这类修饰语不应该解释为要求任何特殊的分离顺序。
优选地，从第一塔109以第一馏出物111获得在粗乙醇产物离开反应器107时该粗乙醇产物中所含有的氢气、一氧化碳、二氧化碳、甲烷和乙烷总和的至少90%、至少95%或至少99%。
一些物质例如缩醛(acetal)可以在塔109中分解使得非常低的量，或甚至不可检测量的缩醛残留在馏出物或残余物中。此外，乙酸和乙醇之间或乙酸乙酯和水之间的平衡反应可以在粗乙醇产物中于其离开反应器107后产生。取决于粗乙醇产物中乙酸的浓度，可以推动该平衡向形成乙酸乙酯的方向移动。可以利用粗乙醇产物的停留时间和/或温度来调节该平衡。
如所示，将第一馏出物111进行冷却和冷凝并给进到闪蒸器112。闪蒸器112可以在50℃-500℃，例如70℃-400℃或100℃-350℃的温度下操作，闪蒸器112的压力可以为50kPa-2000kPa，例如75kPa-1500kPa或100kPa-1000kPa。
离开闪蒸器112的蒸气料流113如上文所述通常可包含氢气和轻烃，例如甲烷和乙烷，并且可以将其进行清洗和/或返回到反应区101。在图1中，将蒸气料流113与氢气进料104合并并且共同给进到蒸发器103。在一些实施方案中，返回的蒸气料流113在与氢气进料104合并之前可以进行压缩。在图2中，可以视需要将蒸气料流113清洗出或者返回到反应区101。
取出来自闪蒸器112的液体料流114并优选将其例如以10:1-1:10，例如3:1-1:3或1:2-2:1的回流比回流到塔109。较低的回流比可以提高第一残余物中乙醇的量，这取决于粗乙醇产物的组成。可以将液体料流114进一步分离以在如下文所述的分离区102内的一个或多个蒸馏塔中回收乙醇。此外，在残余物料流中回收来自粗乙醇产物的超过75%的水，这使塔顶馏出物中水的量最小化并且降低从馏出物料流移除水以回收乙醇的需要。
取决于由第一塔109获得的残余物的水和乙酸浓度，可以使用以下一个或多个工艺将管线110进行处理。下面是进一步处理第一残余物的示例性工艺并且应理解可以使用以下中的任意一种而与乙酸浓度无关。当所述残余物包含大部分的乙酸，例如大于70wt.%时，可以在没有将水进行任何分离的情况下将所述残余物再循环到反应器。在一个实施方案中，当所述残余物包含大部分的乙酸，例如大于50wt.%时，可以将所述残余物分离成乙酸料流和水料流。在一些实施方案中还可以从具有较低乙酸浓度的第一残余物回收乙酸。可以通过蒸馏塔或一个或多个膜将所述残余物分离成乙酸料流和水料流。如果使用膜或膜阵列将乙酸与水分离，则膜或膜阵列可以选自能够移出渗透水料流的任何合适的耐酸膜。任选地将所得乙酸料流返回到反应器107。所得水流可以用作提取剂或者在水解单元中使含酯料流水解，或以另外方式送至废水处理设施用于处理。
在其它实施方案中，例如，在管线110中的述残余物包含小于50wt.%的乙酸时，可能的选择包括以下中的一种或多种:(i)将部分所述残余物返回到反应器107，(ii)中和乙酸，(iii)使乙酸与醇反应，或(iv)在废水处理设备中处理所述残余物。还可以使用可向其中加入溶剂（任选充当共沸剂）的弱酸回收蒸馏塔来分离包含乙酸的残余物。可适合该目的的示例性溶剂包括乙酸乙酯、乙酸丙酯、乙酸异丙酯、乙酸丁酯、乙酸乙烯酯、二异丙基醚、二硫化碳、四氢呋喃、异丙醇、乙醇和C3-C12烷烃。当中和乙酸时，管线110中的残余物优选包含小于10wt.%乙酸。乙酸可以用任何合适的碱或碱土金属碱，例如氢氧化钠或氢氧化钾中和。当使乙酸与醇反应时，所述残余物优选包含小于50wt.%乙酸。所述醇可以是任何合适的醇，例如甲醇、乙醇、丙醇、丁醇或它们的混合物。反应形成酯，可以将其与其它系统，例如羰基化生产工艺或酯生产工艺进行整合。优选地，所述醇包含乙醇，所得酯包含乙酸乙酯。任选地，可以将所得酯给进到加氢反应器。
在一些实施方案中，当残余物包含极其较少的量，例如小于5wt.%的乙酸时，则可以在没有进一步处理的情况下将所述残余物处置到废水处理设备。残余物的有机物含量如乙酸含量可以有利地适于供养废水处理设备中所使用的微生物。
图1和2中所示的塔可以包括能够进行所需分离和/或纯化的任何蒸馏塔。每个塔优选包含具有1-150个塔板，例如10-100个塔板、20-95个塔板或30-75个塔板的板式塔。塔板可以是筛板、固定浮阀塔板、移动浮阀塔板或本领域已知的任何其它合适的设计。在其它实施方案中，可以使用填料塔。对于填料塔，可以使用规整填料或无规填料。可以将所述塔或填料按一种连续塔进行排列或者可以将它们按两个或更多个塔进行排列使得来自第一段的蒸气进入第二段并同时使来自第二段的液体进入第一段，等等。
可以与各个蒸馏塔一起使用的有关冷凝器和液体分离容器可以具有任何常规设计并且在图中加以简化。可以将热供给到各个塔的底部或者通过换热器或再沸器供给到循环塔底料流。还可以使用其它类型的再沸器，例如内部再沸器。提供给再沸器的热可以得自于与所述再沸器整合的过程期间所产生的任何热或者得自于外部来源例如另一种产生热的化学方法或锅炉。虽然在图中显示了一个反应器和一个闪蒸器，但是在本发明的各种实施方案中可以使用附加的反应器、闪蒸器、冷凝器、加热元件和其它部件。如本领域技术人员所可认识到的，还可以将通常用于进行化学方法的各种冷凝器、泵、压缩机、再沸器、转鼓、阀、连接器、分离容器等进行组合并且用于本发明的方法中。在下面描述了反应区101和分离区102的其它修改和另外组成部分。
塔中所用的温度和压力可以变动。作为实际情况，在这些区域中可通常使用10kPa-3000kPa的压力，尽管在一些实施方案中可以使用低于大气压的压力或超过大气压的压力。各个区域内的温度将通常在作为馏出物被除去的组合物的沸点和作为残余物被除去的组合物的沸点之间的范围内。本领域技术人员将认识到，运行的蒸馏塔中给定位置的温度取决于在该位置处的物料组成和塔的压力。此外，进料速率可以取决于生产工艺规模而变化，如果进行描述，则可以一般是指按照进料重量比。
取决于预期的乙醇应用，可能期望从液体料流114移出有机物和水。优选地，可以将大部分有机物（包括乙酸乙酯和乙醛）从液体料流114移出。在一些实施方案中，移除基本上所有的水产生适合于燃料应用的无水乙醇产品。可以使用若干不同分离技术中的任意一种或多种将从水液体料流114移除。特别优选的技术包括使用蒸馏塔、一个或多个膜、一个或多个吸附单元或它们的组合。
在图1中，将液体料流114引入到第二塔115（称作“轻馏分塔”），优选在塔的顶部例如顶部二分之一或顶部三分之一引入。第二塔115可以是板式塔或填料塔。在一个实施方案中，第二塔115是具有5-70个塔板，例如15-50个塔板或20-45个塔板的板式塔。作为一个实例，当以没有水抽提的塔中使用30个塔板的塔时，将管线114优选在塔板2处引入。
任选地，轻馏分塔可以作为提取蒸馏塔操作。可以加入到轻馏分塔的合适的提取剂包括例如二甲亚砜，甘油，二乙二醇，1-萘酚，对苯二酚，N,N'-二甲基甲酰胺，1,4-丁二醇;乙二醇-1,5-戊二醇;丙二醇-四甘醇-聚乙二醇；甘油-丙二醇-四甘醇-1,4-丁二醇，乙醚，甲酸甲酯，环己烷，N,N'-二甲基-1,3-丙二胺，N,N'-二甲基乙二胺，二亚乙基三胺，六亚甲基二胺和1,3-二氨基戊烷，烷基化的噻吩(thiopene)，十二烷，十三烷，十四烷，氯代链烷烃，或它们的组合。在另一方面，提取剂可以是包含水的水性料流。如果提取剂包含水，则该水可以从外部来源获得或者从来自一个或多个其它塔的内部返回/再循环管线获得，例如从第三塔118的残余物获得（下文所述）。通常，将提取剂在液体料流114的进入位置上方给进。当使用提取剂时，可以使用合适的回收系统例如其它蒸馏塔移出提取剂和使提取剂再循环。
虽然第二塔115的温度和压力可以变动，但在约20kPa-70kPa下，在管线117中离开的第二残余物的温度优选为30℃-75℃，例如35℃-70℃或40℃-65℃。在管线116离开的第二馏出物的温度优选为20℃-55℃，例如25℃-50℃或30℃-45℃。第二塔115可以在减压、接近或处于真空条件下操作以进一步促进乙酸乙酯和乙醇的分离。在其它实施方案中，第二塔115的压力可以为0.1kPa-510kPa，例如1kPa-475kPa或1kPa-375kPa。下表3中提供了第二塔115的馏出物和残余物组合物的示例性组分。应理解的是，所述馏出物和残余物还可以含有未列出的其它组分，例如衍生自进料的组分。
第二残余物中的乙醇与第二馏出物中的乙醇的重量比优选为至少2:1，例如至少5:1、至少8:1、至少10:1或至少15:1。第二残余物中的乙酸乙酯与第二馏出物中的乙酸乙酯的重量比优选为小于0.7:1，例如小于0.2:1或小于0.1:1。应理解，当使用提取剂时，残余物的组成可还包括提取剂。
可以将管线117中的第二残余物导向第三塔118（还称作乙醇产品塔）以在第三残余物120中将水从第三馏出物119中的乙醇产物移出。可以将管线117中的第二残余物引入第三塔118的下部，例如下半部或下三分之一。乙醇产品塔118优选为如上所述的板式塔并且优选在大气压下操作。在管线119离开的乙醇馏出物的温度优选为60℃-110℃，例如70℃-100℃或75℃-95℃。当该塔在大气压下操作时，第二残余物120的温度优选为70℃-115℃，例如80℃-110℃或85℃-105℃。在下表4中提供了第三馏出物119和第三残余物120的示例性组分。应理解的是，第三馏出物和第三残余物还可以含有未列出的其它组分，例如衍生自进料的组分。
在必要时可以进行管线119中第三馏出物的进一步纯化以移除任何另外的水。在一些实施方案中，移除基本上所有的水产生适合于燃料应用的无水乙醇产品。可以使用若干不同分离技术中的任意一种或多种将水从管线119内第三馏出物中的馏出物移除。特别优选的技术包括使用蒸馏塔、一个或多个膜、一个或多个吸附单元或它们的组合。
蒸馏过程中从进料或粗反应产物载带的任何化合物通常以基于第三馏出物组合物的总重量计小于0.1wt.%，例如小于0.05wt.%或小于0.02wt.%的量保留在第三馏出物中。在优选实施方案中，来自馏出物119的成品乙醇组合物基本上不含乙醛，可以包含小于8wppm的乙醛，例如小于5wppm或小于1wppm。
管线116中的第二馏出物优选按图1中所示，例如以1:30-30:1如1:5-5:1或1:3-3:1的回流比进行回流。在一些实施方案中，可以将管线116中的第二馏出物或其一部分返回到反应器107。例如，可以有利地将部分第二馏出物116返回到反应器107。还可以在加氢反应器中或者在次级反应器中使第二馏出物中的乙酸乙酯和/或乙醛进一步反应。在某些实施方案中，可以将第二馏出物给进到脱乙醛塔（未示出）以回收乙醛，可以将该乙醛再循环到反应器107和将乙酸乙酯从系统100清洗出。在其它实施方案中，可以将第二馏出物水解或给进到氢解反应器（未示出）中以由乙酸乙酯产生乙醇。在仍其它实施方案中，可以将第二馏出物从系统清洗出。
在本发明的优选实施方案中，如图2中所示，提供了一个或多个用于从粗乙醇产物移出至少一种不凝性气体，特别是氢气的膜。粗乙醇产物中由反应器103中过量的氢气引起的较高的氢气浓度可能损害(impair)第一塔109中的蒸气液体平衡。在图2中，将来自反应器103的粗乙醇产物108给进到膜130。膜130可以是单个膜或膜阵列用以从粗乙醇产物108移出至少一种不凝性气体。在一个实施方案中，膜130是钯基膜。优选地，膜130将氢气作为渗透物料流131从粗乙醇产物移出，并且获得作为渗余物料流132的粗乙醇产物。渗透物料流131包含未反应的氢气并且可以直接或间接地返回到反应器107。渗余物料流132处于气相并且直接给进到第一塔109。在一个实施方案中，渗余物料流132含有来自反应器107的部分热。如上文所述渗余物料流132中的热可以用作驱动塔109中分离步骤的能量源以获得残余物110和馏出物111。
成品乙醇产品可以是工业级乙醇，优选包含基于该乙醇产品总重量计75-96wt.%乙醇，例如80-96wt.%或85-96wt.%乙醇。下表5中提供了示例性成品乙醇组成范围。
本发明的成品乙醇组合物优选含有非常低量，例如小于0.5wt.%的其它醇，例如甲醇、丁醇、异丁醇、异戊基醇和其它C4-C20醇。在一个实施方案中，成品乙醇组合物中异丙醇的量为80-1,000wppm，例如95-1,000wppm、100-700wppm或150-500wppm。在一个实施方案中，成品乙醇组合物基本上不含乙醛，任选包含小于8wppm，例如小于5wppm或小于1wppm的乙醛。在一个实施方案中，成品乙醇组合物基本上不含卤素杂质，任选含有小于500wppb，例如小于100wppb或小于50wppb的卤素杂质。
在一些实施方案中，当采用进一步水分离时，可以如上文所论述将乙醇产物作为料流从水分离单元取出。可以使用一个或多个附加分离系统，例如蒸馏塔（如精制塔）膜、吸附单元或分子筛进一步纯化第三馏出物119以形成无水乙醇产品流，即“成品无水乙醇”。无水乙醇可以适合于燃料应用。在这样的实施方案中，乙醇产品的乙醇浓度可以高于表5中所示，优选大于97wt.%乙醇，例如大于98wt.%或大于99.5wt.%。在该方面乙醇产品优选包含小于3wt.%，例如小于2wt.%或小于0.5wt.%的水。
由本发明实施方案生产的成品乙醇组合物可以用于各种应用，所包括的应用如燃料、溶剂、化学原料、药物产品、清洁剂、消毒杀菌剂、加氢转化或消费。在燃料应用中，可以使该成品乙醇组合物与汽油调合用于机动车辆例如汽车、船只和小型活塞发动机飞机。在非燃料应用中，该成品乙醇组合物可以用作化妆品和化妆品制剂、清净剂、消毒剂、涂料、油墨和药品的溶剂。该成品乙醇组合物还可以在药用产品、食品制剂、染料、光化学品和乳胶处理的制造过程中用作处理溶剂。
该成品乙醇组合物还可以用作化学原料以制备其它化学品例如醋、丙烯酸乙酯、乙酸乙酯、乙烯、二醇醚、乙胺、醛和高级醇，特别是丁醇。在乙酸乙酯的制备中，可以将该成品乙醇组合物用乙酸酯化。在另一个应用中，可以使该成品乙醇组合物脱水以生产乙烯。可使用任何已知的脱水催化剂使乙醇脱水，所述脱水催化剂例如在共同未决的美国公开No.2010/0030002和2010/0030001中所描述的那些，在此通过引用将它们的全部内容和公开内容并入本文。例如，沸石催化剂可以用作脱水催化剂。优选地，所述沸石具有至少约0.6nm的孔径，优选的沸石包括选自丝光沸石、ZSM-5、沸石X和沸石Y的脱水催化剂。例如沸石X描述于美国专利No.2,882,244中，沸石Y描述于美国专利No.3,130,007中，在此通过引用将它们全文并入本文。
实施例
以下实施例用ASPEN Plus 7.1模拟软件作出以测试各种进料组成和分离系统。
实施例1
对通过以高的乙酸转化率例如99%进行加氢所产生的粗乙醇产物进行对比分析。将轮次(Run)A进行冷凝并使用2:1的回流比作为液体给进到蒸馏塔。根据本发明的实施方案，以蒸气形式将轮次B和C给进以进行蒸馏。使用钯基膜将氢气从轮次B和C移出。轮次B使用2:1的回流比，而轮次C使用1.7:1的回流比。如表6中所示，将粗乙醇产物以蒸气形式给进到蒸馏塔明显要求低于将粗乙醇产物以液体形式给进。此外，将回流比从2:1改变为1.7:1还降低了组分分离所必需的能量的量。
实施例2
对通过以90%的乙酸转化率进行加氢所产生的粗乙醇产物进行类似的对比分析。将轮次D进行冷凝并使用2:1的回流比作为液体给进到蒸馏塔。根据本发明的实施方案，将轮次E和F在蒸馏之前移出氢气的情况下以蒸气形式给进以进行蒸馏。如表7中所示，将粗乙醇产物以蒸气形式给进到蒸馏塔明显要求低于将粗乙醇产物以液体形式给进。
虽然详细描述了本发明，但在本发明的精神和范围内的各种修改对于本领域技术人员而言将是显而易见的。此外，应理解在下文和/或在所附权利要求书中引述的本发明的各个方面以及多个实施方案和多个特征的各个部分可以部分或全部地进行组合或者互换。在前述各个实施方案的描述中，如本领域技术人员所可认识到的，引用另一个实施方案的实施方案可以与一个或多个其它实施方案适当地组合。此外，本领域技术人员将认识到前述描述仅仅是举例方式，并且不意欲限制本发明。

Claims (9)

1.一种生产乙醇的方法，该方法包括以下步骤：
在反应器中将来自乙酸进料流的乙酸加氢以产生气相粗乙醇产物；
用膜将所述气相粗乙醇产物分离成包含氢气的渗透物料流、以及包含乙醇、乙酸和不凝性气体的渗余物料流；
在第一蒸馏塔中将至少部分渗余物料流进行分离以产生包含乙酸的第一残余物与包含乙醇和至少一种不凝性气体的第一馏出物；以及
从第一馏出物回收乙醇，
其中渗余物料流在进入第一蒸馏塔之前没有进行冷凝。
2.权利要求1的方法，其中所述至少一种不凝性气体选自氢气、一氧化碳、二氧化碳、乙烷、甲烷和它们的混合物。
3.权利要求1的方法，该方法还包括将第一馏出物冷凝和将至少一种不凝性气体从冷凝的第一馏出物移出。
4.权利要求3的方法，其中使用塔顶闪蒸器将至少一种不凝性气体从第一馏出物移出。
5.权利要求4的方法，其中将液体料流从塔顶闪蒸器分离出，该方法还包括从所述液体料流回收乙醇的步骤。
6.权利要求1的方法，该方法还包括在第二蒸馏塔中将至少部分第一馏出物分离成包含乙醇和水的第二残余物与包含乙酸乙酯的第二馏出物。
7.权利要求6的方法，该方法还包括将部分第二馏出物返回到反应器中。
8.权利要求6的方法，该方法还包括在第三蒸馏塔中将至少部分第二残余物分离成包含乙醇的第三馏出物与包含水的第三残余物。
9.权利要求1的方法，其中所述乙酸由甲醇和一氧化碳形成，其中甲醇、一氧化碳和用于加氢步骤的氢气各自衍生自合成气，并且其中所述合成气衍生自选自天然气、油、石油、煤、生物质和它们的组合的碳源。
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