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一种基于优质DDGS产品的 燃料 乙醇生产方法

阅读：391发布：2020-05-18

专利汇可以提供一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明属于生物质能源生产技术领域，公开了一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，包括醪液制备单元、精馏单元，精馏单元的二精塔废醪液送至废醪液处理单元，回收其中固相物，生产DDGS产品；二精塔顶汽通过压缩机升温增压，得到的二精塔加压回流汽的汽液平衡温度高于粗塔塔釜操作温度，并作为加热介质送至粗塔再沸器；二精塔顶汽通过压缩机升温增压得到的二精塔加压吸附汽为过热蒸汽，不需要预热操作，直接送至吸附单元的吸附器A或吸附器B进行吸附脱水操作，得到燃料乙醇产品。该技术方案解决了目前燃料乙醇主流生产工艺面临的发酵醪、废醪液等含固物料受热温度较高，再沸器及塔盘等设备易结疤，生产不稳定，影响DDGS产品质量等行业难题。，下面是一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，包括精馏单元，其特征是精馏单元的二精塔废醪液(F216)送至废醪液处理单元，生产DDGS产品(F404)；二精塔顶汽(F208)通过压缩机(E29)升温增压，得到的二精塔加压回流汽(F212)的汽液平衡温度高于粗塔(E21)塔釜操作温度，并作为加热介质送至粗塔再沸器(E24)。
2.如权利要求1所述的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，其特征是精馏单元的二精塔顶汽(F208)通过压缩机(E29)升温增压得到的二精塔加压吸附汽(F209)为过热蒸汽，不需要预热操作，直接送至吸附单元的吸附器A(E35)或吸附器B(E36)进行吸附脱水操作，得到燃料乙醇产品(F302)。
3.如权利要求1所述的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，其特征是精馏单元的粗塔(E21)的塔顶操作温度≥45℃，粗塔后冷器(E26)采用在室外温度条件下制备的常规循环冷却水作为冷却介质。
4.如权利要求1所述的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，其特征是精馏单元的二精塔进料预热器(E27)的加热介质为二精塔釜采(F215)，一精塔进料第一预热器(E31)加热介质为一精塔釜采(F224)，一精塔进料第二预热器(E32)加热介质为一精塔蒸汽凝水(F227)。
5.如权利要求1所述的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，其特征是还包括醪液制备单元，醪液制备单元的预热成熟醪(F117)送至精馏单元的粗塔冷凝器(E25)再预热，并送入粗塔(E21)进料口；粗塔侧线采出(F206)经二精塔进料预热器(E27)预热后作为进料送入二精塔(E22)；粗塔顶采(F203)、二精塔侧采(F217)、再生淡酒(F304)三股物料混合后，依次经过一精塔进料第一预热器(E31)、一精塔进料第二预热器(E32)预热后送至一精塔(E23)进料口。
6.如权利要求1所述的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，其特征是还包括醪液制备单元，醪液制备单元生产过程不消耗新鲜蒸汽。
7.如权利要求6所述的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，其特征是还包括吸附脱水单元，醪液制备单元的拌料罐(E13)送出的待预热粉浆(F118)经吸附脱水单元的产品冷凝器(E37)加热，得到的预热粉浆(F119)，并分为循环粉浆(F120)和粉浆出料(F121)两部分，循环粉浆(F120)返回拌料罐(E13)，粉浆出料(F121)送至液化罐(E14)。
8.如权利要求6所述的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，其特征是醪液制备单元的拌料罐(E13)的操作温度大于粉碎料(F102)的糊化温度，液化罐(E14)的操作温度通过粉浆(F103)的物料温度、预热粉浆(F119)的物料温度、循环粉浆(F120)流量与粉浆出料(F121)流量比例调整控制。
9.如权利要求1所述的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，其特征是还包括废醪液处理单元，废醪液处理单元的清液(F402)采用多效蒸发浓缩操作，多效蒸发浓缩操作所需的加热蒸汽为干燥机尾汽(F405)及干燥机蒸汽凝水闪蒸汽(F409)，不外加新鲜蒸汽；末效冷凝器(E50)的汽液冷凝操作温度≥45℃，末效冷凝器(E50)采用在室外温度条件下制备的常规循环冷却水冷却。
10.如权利要求9所述的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，其特征是废醪液处理单元清液浓缩操作优选三效蒸发浓缩工艺，干燥机(E52)排放的蒸汽凝水闪蒸汽(F409)与一效闪蒸汽(F412)混合后，作为加热介质送入二效蒸发器(E46)。

说明书全文

一种基于优质DDGS产品的燃料 乙醇生产方法

技术领域

[0001] 本发明属于生物质能源生产技术领域，具体涉及一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法。采用玉米、小麦、水稻、木薯、高粱和红薯等原料，生产过程包括醪液制备、精馏、吸附脱水及废醪液处理等生产单元。公开的技术方案针对目前燃料乙醇主流生产工艺的精制过程采用的多级热耦合精馏工艺，造成废醪液等含固物料受热温度较高，精馏生产装置的再沸器及塔盘易结疤，生产不稳定，后续废醪液回收固相物生产DDGS产品的颜色变黑，影响DDGS产品质量等行业难题，提出采用机械蒸汽再压缩等技术，解决行业难。

背景技术

[0002] 采用玉米、小麦、水稻、木薯、高粱和红薯等为原料的燃料乙醇主流生产工艺，主要包括醪液制备单元、精馏单元、吸附脱水单元及废醪液处理单元等，该生产过程首先利用原料中的淀粉经过醪液制备单元的液化、糖化及发酵操作后，制成酒精体积百分比浓度(行业简称：酒度)一般大于10％的发酵酒精成熟醪，成熟醪再通过精馏单元及吸附脱水单元得到燃料乙醇产品，同时，精馏单元排放的含固废醪液中富集淀粉质原料中的蛋白、脂肪、氨基酸及纤维等成分送至废醪液处理单元，经离心、浓缩和干燥等操作回收，得到DDGS饲料产品。燃料乙醇产品及副产品生产过程的能耗、产品质量及生产稳定性至关重要，直接影响企业的整体经济效益。

[0003] 近年来，长期从事燃料乙醇技术开发的天津大学张敏华等，在获得的一种燃料乙醇生产装备及方法(ZL200710058736.4)专利公开了目前燃料乙醇主流生产技术流程，根据此专利介绍：燃料乙醇主流生产技术涉及的精馏单元及吸附脱水单元包括粗塔、精馏塔、回收塔和分子筛吸附塔等，发酵成熟醪进料通过管线分成两部分，分别送至粗塔和精馏塔，粗塔塔顶得到酒精体积浓度(简称酒度)为50～70％的粗酒送至回收塔进料，回收塔塔顶采出的酒度为90～94％的含水酒精物料送至精馏塔进一步浓缩，精馏塔塔顶采出的酒度为90～96％的含水酒精气相物料送至分子筛吸附塔进行吸附脱水操作，得到水含量≤0.5％的燃料乙醇产品，粗塔、精馏塔塔釜排放的脱除酒精组分的含固废醪液送至废醪液处理单元，作为生产DDGS饲料产品的原料；该工艺为了降低生产能耗，精馏单元的各主要精馏塔采用多级多效热耦合精馏技术，其特点是只在回收塔塔釜使用新鲜蒸汽加热，回收塔塔顶产生的物料蒸汽通过管线送至精馏塔再沸器，加热精馏塔，精馏塔塔顶的部分物料蒸汽通过管线送至粗馏塔再沸器，再加热粗馏塔，剩余的精馏塔塔顶的物料蒸汽通过管线送至分子筛吸附塔进行吸附脱水操作，生产燃料乙醇产品。该技术生产每吨燃料乙醇产品在精馏单元及吸附脱水单元的新鲜蒸汽消耗≤1.6吨，与之前工业多采用工艺的2.2～2.6吨的蒸汽消耗相比能耗大幅度降低。

[0004] 目前燃料乙醇主流生产技术存在的技术局限性：在精制单元为了实现各精馏塔或设备热量的多级多效耦合利用，将回收塔及精馏塔操作压力人为调高，以达到可以实现热量多效多级利用的能级，由于粗馏塔塔顶的酒度一般设计为50～70％，且塔顶汽合理的冷凝温度≥45℃，只有这样塔顶冷凝器才能采用在室外温度条件下制备的常规循环冷却水冷却，在工业生产上才可行，才有经济性，而当粗馏塔塔顶汽的最低操作温度为45℃时，对应的粗馏塔的塔顶操作压力≤-0.08MPa(本文没有特殊说明，操作压力均为表压)，对应的粗馏塔塔釜的通常操作温度≥78℃，要想实现精馏塔塔顶物料蒸汽加热粗馏塔再沸器，精馏塔塔顶汽冷凝温度需要≥80℃，造成对应的精馏塔塔釜的通常操作温度≥110℃，精馏塔塔釜中的含固废醪液在温度≥110℃操作条件下进行处理；DDGS饲料化学特性及生产实践均表明，当在操作温度≥100℃条件下处理发酵醪、废醪液等含固物料时，处理发酵醪、废醪液等含固物料的再沸器及塔板易堵塞，精馏单元排放的废醪液送入废醪液处理单元生产的DDGS产品的色号较高，固相物碳化严重，营养成分损失较大，达不到DDGS饲料产品的最低要求(参见GB/T25866-2010)，只能降价出售，影响了燃料乙醇生产企业的整体经济效益，需要控制发酵醪、废醪液等含固物料的处理温度≤100℃，提高DDGS产品的质量；当要求精馏塔塔釜中的含固废醪液操作温度≤100℃时，对应的精馏塔塔顶汽冷凝温度将低于粗馏塔塔釜的通常操作温度，无法利用精馏塔塔顶物料蒸汽加热粗馏塔再沸器，精馏单元的蒸汽消耗将大幅度增加。因此，开发兼顾DDGS产品质量及生产过程蒸汽能耗，是目前燃料乙醇行业面临的技术水平进一步提升的课题，受到业界的关注。

[0005] 机械蒸汽再压缩技术(mechanical vapor recompression)简称MVR或机械增压，MVR作为一种节能技术通过机械压缩二次蒸汽，使原来利用价值较低的低能阶的物料蒸汽通过增温增压，提高能阶，回收原低能阶的物料蒸汽的潜热，提高热效率，实现低能阶的二次物料蒸汽热量的多级多效再利用，节能效果显著。MVR系统中使用的蒸汽压缩机多为离心式蒸汽压缩机和罗茨压缩机，其中采用单级压缩机的能耗效率最高，机组单级压缩比通常≤2.4，温升能级增加有一定限度，如将1吨70～80℃的二次水蒸汽通过机组单级压缩通常提高到90～100℃，消耗功率约30～40kw，按电价0.75元/kwh，增加操作成本22.5～30元，通常新鲜蒸汽生产成本≥100元/吨，外购价格通常200元以上。如果物料蒸汽能阶过低，采用多级压缩机来达到增温增压，提高能阶的要求，增压增温过程能量消耗较高，用于回收低能阶的物料蒸汽的潜热不经济，不合理，节能效果不明显，需要综合考虑DDGS产品质量提升带来的效益。

[0006] 因此，通过采取燃料乙醇全流程生产工艺条件的调整优化、采用热效率高的多级压缩机(优选单级压缩机)等技术措施，使DDGS产品质量提升带来的经济效益大于采用MVR等技术增加的生产成本，为目前工业生产过程中实施MVR等技术的制约条件。

发明内容

[0007] 本发明为克服现有技术的不足，提供一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法。该方案在现有燃料乙醇主流生产技术基础上，采用MVR技术，在增加较少生产成本的条件下，继续保持目前燃料乙醇主流生产技术的蒸汽消耗水平低等技术优势，精馏生产单元采用类似于专利(ZL200710058736.4)涉及的原回收塔的一精塔使用新鲜蒸汽加热的多效热耦合精馏工艺，且新鲜蒸汽消耗不增加，达到降低精馏塔塔釜废醪液物料的操作温度的目的，即将精馏塔塔釜操作温度控制≤100℃；通过MVR增温增压操作，解决精馏塔塔顶物料蒸汽能阶低，不能直接加热粗馏塔再沸器的问题，兼顾解决精馏塔塔釜中废醪液中固相物高温碳化、养分损失等问题，改善DDGS产品质量，使DDGS产品质量标准达到国标一级(参见GB/T25866-2010)；另外，解决生产燃料乙醇过程中，由于高温造成含固发酵醪、废醪液物料加热界面容易结疤，需要定期清理生产装置，生产过程不稳定等问题。

[0008] 本技术方案涉及的生产过程包括醪液制备单元、精馏单元、吸附脱水单元及废醪液处理单元等。在醪液制备单元将生产原料中的淀粉，主要经过粉碎机E11、拌料器E12、液化罐E14、发酵罐E17等设备及过程处理，得到酒精发酵预热成熟醪F117，并送至精馏单元；发酵成熟醪主要通过精馏单元及吸附脱水单元的粗塔E21、二精塔E22、一精塔E23、吸附器AE35和吸附器BE36等设备及过程处理，得到燃料乙醇产品F302，精馏单元产生的粗塔废醪液F205及二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元；在废醪液处理单元，废醪液通过固液分离机E42、一效蒸发器E44、二效蒸发器E46、三效蒸发器E48、干燥机E52及蒸发真空系统E53等设备及过程处理，得到符合GB/T25866-2010国家质量标准的DDGS产品F404。本技术方案与“一种燃料乙醇生产装备及方法”(ZL200710058736.4)专利公开的燃料乙醇主流生产技术比较，文献中的粗馏塔、精馏塔、回收塔的操作功能分别与本技术方案的粗塔、二精塔E22、一精塔E23类似。

[0009] 一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法的工艺流程参见图1-醪液制备单元流程图、图2-精馏单元流程图、图3-吸附脱水单元流程图及图4-废醪液处理单元流程图，以及图1、图2、图3及图4中涉及的设备标记号及名称。

[0010] 本发明的技术方案是一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，包括精馏单元，精馏单元的二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元，生产DDGS产品F404；二精塔顶汽F208通过压缩机E29升温增压，得到的二精塔加压回流汽F212的汽液平衡温度高于粗塔E21塔釜操作温度，并作为加热介质送至粗塔再沸器E24。

[0011] 本发明精馏单元的二精塔顶汽F208通过压缩机E29升温增压得到的二精塔加压吸附汽F209为过热蒸汽，不需要预热操作，直接送至吸附单元的吸附器AE35或吸附器BE36进行吸附脱水操作，得到燃料乙醇产品F302。

[0012] 本发明精馏单元的粗塔E21的塔顶操作温度≥45℃，粗塔后冷器E26采用在室外温度条件下制备的常规循环冷却水作为冷却介质。

[0013] 本发明精馏单元的二精塔进料预热器E27的加热介质为二精塔釜采F215，一精塔进料第一预热器E31加热介质为一精塔釜采F224，一精塔进料第二预热器E32加热介质为一精塔蒸汽凝水F227。

[0014] 本发明，还包括醪液制备单元，醪液制备单元的预热成熟醪F117送至精馏单元的粗塔冷凝器E25再预热，并送入粗塔E21进料口；粗塔侧线采出F206经二精塔进料预热器E27预热后作为进料送入二精塔E22；粗塔顶采F203、二精塔侧采F217、再生淡酒F304三股物料混合后，依次经过一精塔进料第一预热器E31、一精塔进料第二预热器E32预热后送至一精塔E23进料口。

[0015] 本发明，还包括醪液制备单元，醪液制备单元生产过程不消耗新鲜蒸汽。

[0016] 本发明，还包括吸附脱水单元，醪液制备单元的拌料罐E13送出的待预热粉浆F118经吸附脱水单元的产品冷凝器E37加热，得到的预热粉浆F119，并分为循环粉浆F120和粉浆出料F121两部分，循环粉浆F120返回拌料罐E13，粉浆出料F121送至液化罐E14。

[0017] 本发明醪液制备单元的拌料罐E13的操作温度大于粉碎料F102的糊化温度，液化罐E14的操作温度通过粉浆F103的物料温度、预热粉浆F119的物料温度、循环粉浆F120流量与粉浆出料F121流量比例调整控制。

[0018] 本发明，还包括废醪液处理单元，废醪液处理单元的清液F402采用多效蒸发浓缩操作，多效蒸发浓缩操作所需的加热蒸汽为干燥机尾汽F405及干燥机蒸汽凝水闪蒸汽F409，不外加新鲜蒸汽；末效冷凝器E50的汽液冷凝操作温度≥45℃，末效冷凝器E50采用在室外温度条件下制备的常规循环冷却水冷却。

[0019] 本发明废醪液处理单元清液浓缩操作优选三效蒸发浓缩工艺，干燥机E52排放的蒸汽凝水闪蒸汽F409与一效闪蒸汽F412混合后，作为加热介质送入二效蒸发器E46。

[0020] 本发明醪液制备单元拌料罐E13的优选操作温度≥75℃，液化罐E14的液化温度为80～92℃，液化时间为1.5～3小时，成熟醪F107的酒度为14.5～20％。

[0021] 本发明醪液制备单元的拌料水F110经拌料水加热器E15回收液化醪F104降温过程放出的热量，得到预热拌料水F111。所述的生产方法，精馏单元的粗塔顶采F203流股的酒度范围50～75％，粗塔废醪液F205的酒度≤0.05％，粗塔的塔压降≤0.025MPa，。

[0022] 本发明精馏单元的二精塔顶汽F208的物料酒度为90～96％，二精塔釜采F215的酒度≤0.05％，二精塔的塔压降≤0.03MPa。

[0023] 本发明精馏单元的二精塔顶汽F208通过压缩机E29升温增压，压缩机E29优选能耗效率最高的单级压缩机。

[0024] 一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法操作流程详细说明如下：采用玉米、小麦、水稻、木薯、高粱和红薯等为原料生产燃料乙醇产品及DDGS产品，解决目前目前燃料乙醇主流生产技术存在的废醪液受热温度高，其中所含固相物高温碳化、养分损失等问题，改善DDGS产品质量，同时也解决由于高温汽化造成废醪液物料加热界面容易结疤，需要定期清理设备，生产过程不稳定等行业难题。生产过程主要包括醪液制备单元、精馏单元、吸附脱水单元及废醪液处理单元等,具体操作流程可参见图1-醪液制备单元流程图、图2-精馏单元流程图、图3-吸附脱水单元流程图及图4-废醪液处理单元流程图，以及图1、图2、图3及图4中涉及的设备标记号及名称。

[0025] 1.醪液制备单元

[0026] 醪液制备单元主要任务：首先将玉米、小麦、木薯、水稻、高粱和红薯等原料粉碎，与拌料水混合制备粉浆，在糖化酶、液化酶及酵母的作用下，利用其中的淀粉组分，依次制备液化醪及酒精成熟醪；在降低能耗物耗方面，利用拌料水及酒精成熟醪回收液化醪降温过程放出的热量，利用粉浆回收吸附脱水单元的产品冷凝器E37冷凝过程放出的热量，同时降低循环冷却水的用量，具体参见如图1。醪液制备单元主要设备包括粉碎机E11、拌料器E12、拌料罐E13、液化罐E14、拌料水第一加热器E15、成熟醪预热器E16、发酵罐E17等。具体说明如下：

[0027] 制备粉浆。玉米、小麦、高梁、水稻、木薯和红薯等淀粉质原料F101送入粉碎机E11粉碎，得到的粉碎料F102继续送入拌料器E12，拌料器同时加入预热拌料水F111、液化酶F112及营养盐氨水F113，混合搅拌后得到粉浆F103送入拌料罐E13，拌料温度主要由预热拌料水F111物料温度控制。拌料罐E13送出的待预热粉浆F118经吸附脱水单元的产品冷凝器E37加热，得到预热粉浆F119，并分为循环粉浆F120、粉浆出料F121两部分，粉浆出料F121送至液化罐E14，循环粉浆F120返回拌料罐E13。

[0028] 制备液化醪。完成液化操作的液化醪F104首先通过拌料水第一加热器E15冷却得到一级冷却液化醪F105，再通过成熟醪预热器E16冷却得到二级冷却液化醪F106，并送入发酵罐E17，同时添加糖化酶F114和酵母F115。第一加热器E15中的液化醪物料冷却过程放出的热量用于加热拌料水F110，得到预热拌料水F111，成熟醪预热器E16中的液化醪物料冷却过程放出的热量用于加热成熟醪F107，得到预热成熟醪F117。

[0029] 制备成熟醪。发酵罐E17发酵操作得到成熟醪F107，同时排放出二氧化碳F108，发酵罐E17采出的成熟醪F107经成熟醪预热器E16预热后得到预热成熟醪F117，并送入精馏单元。

[0030] 醪液制备单元的主要操作条件：拌料罐E13的操作温度≥75℃，且高于物料的糊化点，液化罐E14的液化温度为80～92℃，液化时间为1.5～3小时，液化罐E14的操作温度通过粉浆F103的物料温度、预热粉浆F119的物料温度、循环粉浆F120流量与粉浆出料F121流量比例调整控制。

[0031] 发酵罐E17的发酵时间为35～80小时，发酵温度为30～34℃，成熟醪F107的酒度为14.5～20％。

[0032] 醪液制备单元生产过程不消耗新鲜蒸汽。

[0033] 2.精馏单元

[0034] 精馏单元主要任务：采用精馏操作脱除成熟醪中的大部分杂质、大部分水及固相物，制备吸附脱水单元所需的酒度为90％以上的气相物料，排放的含固废醪液送至废醪液处理单元回收DDGS产品，其特点是采用MVR及复杂精馏塔体系多效热耦合等技术，实现过程低蒸汽消耗及处理含固的废醪液物料的精馏塔的塔釜操作温度控制低于100℃等技术目标，具体参见附图2。精馏单元主要由粗塔、二精塔及一精塔三个部分组成，粗塔主要用于脱除发酵成熟醪中的固相物及大部分水，得到酒度为50～75％的粗酒；一精塔主要用来处理粗酒及二精塔侧线采出的含杂质的酒精物料及剩余的工艺废水，得到酒度为90％以上的酒精物料，并送至二精塔进一步精制浓缩；二精塔主要进料为来自粗塔侧采得到放热脱质脱气成熟醪物料及一精塔顶采等，脱除发酵成熟醪中的固相物及大部分水，得到酒精浓度90％以上的用于吸附脱水操作的气相原料，粗塔及二精塔的塔釜采出的废醪液作为原料送至废醪液处理单元。精馏单元的主要设备包括粗塔E21、二精塔E22、一精塔E23、粗塔再沸器E24、粗塔冷凝器E25、粗塔后冷器E26、二精塔进料预热器E27、二精塔再沸器E28、压缩机E29、一精塔进料第一预热器E31、一精塔进料第二预热器E32、一精塔再沸器E33和精馏真空系统E34等。具体操作说明如下：

[0035] 来自醪液制备单元的预热成熟醪F117经粗塔冷凝器E25再加热，送入精馏单元粗塔E21的进料口，物料在粗塔中进行汽液平衡分离操作，粗塔塔顶采出的粗塔顶汽F201，送至粗塔冷凝器E25冷凝，排放的粗塔尾汽F202送至粗塔后冷器E26继续冷凝，含二氧化碳不凝气的粗塔后冷器尾汽F204送至精馏真空系统E34。

[0036] 粗塔顶采F203、二精塔侧采F217及吸附脱水单元返回的再生淡酒F304三股物料混合后，依次经一精塔进料第一预热器E31和一精塔进料第二预热器E32预热，先后得到一精塔一级预热进料F218和一精塔二级预热进料F219，一精塔二级预热进料F219送至一精塔E23进料口。一精塔一级预热进料F218的加热介质为一精塔釜采F224，冷却后得到一精塔废水F225、新鲜水补水F109和回用蒸发凝水F422混合后得到拌料水F110，送至醪液制备单元的拌料水第一加热器E15，一精塔二级预热进料F219的加热介质为一精塔再沸器E33的一精塔蒸汽凝水F227，冷却后得到一精塔外排凝水F228送至界区外锅炉回收利用。

[0037] 粗塔再沸器E24的加热介质为二精塔加压回流汽F212，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26回收，粗塔再沸器的凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22的回流口。

[0038] 粗塔侧线采出F206为脱杂后的部分成熟醪，经二精塔进料预热器E27预热后得到二精塔进料F207，送入二精塔E22进料口，二精塔进料预热器E27加热介质为二精塔釜采F215，冷却后得到的含有固相物的二精塔废醪液F216与粗塔E21塔釜排放的含有固相物的粗塔废醪液F205一并送至废醪液处理单元。

[0039] 一精塔E23的进料为一精塔二级预热进料F219，包括粗塔顶采F203、二精塔侧采F217及吸附脱水单元的再生淡酒F304，物料在一精塔E23中进行汽液平衡操作分离后，一精塔顶汽F220作为加热介质送至二精塔再沸器E28，回收冷凝热，二精塔再沸器尾汽F223送至粗塔后冷器E26回收，二精塔再沸器的大部分凝液作为一精塔回流F222返回一精塔塔顶，剩余的部分凝液作为一精塔塔顶采出F221送至二精塔E22进一步精制。一精塔釜采F224为工艺废水，经一精塔进料第一预热器E31冷却后得到一精塔废水F225，并送至醪液制备单元用作拌料水F110的一部分。

[0040] 一精塔再沸器加热蒸汽F226为新鲜蒸汽，冷凝后得到一精塔蒸汽凝水F227，经一精塔进料第二预热器E32冷却后得到一精塔外排凝水F228，并送至界区外作为锅炉补水回收利用。

[0041] 二精塔E22的加热介质为一精塔顶汽F220，是二次物料蒸汽，二精塔操作不需要新鲜蒸汽加热。

[0042] 二精塔E22进料包括二精塔进料F207和一精塔塔顶采出F221。物料在二精塔E22中进行汽液平衡分离操作，塔釜采出的二精塔釜采F215经二精塔进料预热器E27冷却后得到二精塔废醪液F216，并送至废醪液处理单元。

[0043] 二精塔顶汽F208送至压缩机E29进行机械蒸汽再压缩操作，使原来利用价值低的低能阶的物料蒸汽通过增温增压，提高能阶，用作粗塔E21的加热蒸汽，实现物料蒸汽的再次多效利用，粗塔操作不需要新鲜蒸汽。

[0044] 二精塔顶汽F208增压后分为二精塔加压回流汽F212和二精塔加压吸附汽F209两股物料，二精塔加压回流汽F212用于加热粗塔再沸器E24，粗塔再沸器E24的凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22塔顶回流口，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26回收，二精塔加压吸附汽F209为二精塔E22塔顶汽相采出，送至吸附脱水单元进一步脱水处理生产燃料乙醇产品F302。

[0045] 精馏单元的主要操作条件如下：

[0046] 控制二精塔塔釜温度≤100℃，即含有DDGS有效成分的二精塔废醪液F216的处理温度≤100℃，二精塔釜采F215的酒度≤0.05％，二精塔顶汽F208的物料酒度为90～96％及二精塔的塔压降≤0.03MPa的操作条件下，二精塔顶汽F208温度范围一般为56～70℃，单级压缩机E29机械增压的压缩比≤2.4。具体对应塔压降0.03MPa、二精塔顶汽F208的物料酒度为90％及二精塔塔釜温度范围90～100℃的操作条件，二精塔加压吸附汽F209及二精塔加压回流汽F212的操作饱和温度范围77～92℃，高于粗塔塔釜操作温度。

[0047] 二精塔加压回流汽F212需要给粗塔再沸器加热，并控制粗塔顶汽F201温度≥45℃，粗塔塔釜操作温度≤90℃，粗塔顶汽F201的酒度50～75％，粗塔的塔压降≤0.025MPa，粗塔废醪液F205的酒度为0.05％。具体对应塔压降0.025MPa、粗塔顶汽F201温度45℃及粗塔顶汽F201的酒度50％的操作条件，粗塔塔釜温度为75℃，即粗塔塔釜温度范围为75～90℃。

[0048] 以上操作工艺条件保证了精馏单元的含有DDGS有效成分的二精塔废醪液F216的处理温度≤100℃，低于焦糖化反应温度，同时减弱美拉德反应的发生；MVR技术的采用一方面使后续废醪液处理单元利用废醪液生产的DDGS产品的营养成分不损失，产品质量提高，同时使一精塔E23与二精塔E22实现热量耦合，二精塔E22与粗塔E21实现热量耦合实现了多级热耦合精馏工艺，仅一精塔E23操作过程需要新鲜蒸汽，粗塔E21和二精塔E22操作过程均利用二次物料蒸汽，不需要新鲜蒸汽，MVR系统中使用的蒸汽压缩机可在较大工艺条件范围内采用能耗效率最高的单级压缩机。

[0049] 本发明公开的技术方案，只在一精塔再沸器E33加入新鲜蒸汽加热，二精塔再沸器E28加热蒸汽为一精塔顶汽F220，并通过压缩机E29升温加压处理二精塔顶汽F208得到二精塔加压回流汽F212，实现对粗塔再沸器E24加热，二精塔与粗塔的加热蒸汽均为二次物料蒸汽。采用压缩机E29升温加压的方案，在保证精馏单元生产过程可以继续采用多塔多级热耦合工艺，不增加整体蒸汽消耗的情况下，实现了二精塔E22塔釜的废醪液物料操作温度≤100℃，解决了目前燃料乙醇主流生产工艺由于采用多级热耦合技术，二精塔E22塔釜的废醪液物料操作温度高于130℃，造成废醪液物料受热温度较高，导致后续废醪液处理单元DDGS产品质量差或不达标的技术难题。本技术方案涉及的精馏单元及后续吸附脱水单元的生产吨燃料乙醇的新鲜蒸汽总消耗量≤1.6吨。

[0050] 3.吸附脱水单元

[0051] 吸附脱水单元主要任务：处理酒精体积浓度大于90％的含水酒精，通过吸附操作及解吸再生操作得到脱除精馏共沸水的符合国家标准的燃料乙醇产品，吸附剂为3A分子筛等干燥剂，工艺过程参见附图3。主要设备包括吸附器AE35、吸附器BE36、产品冷凝器E37、再生冷凝器E38及吸附真空系统E39等。操作说明如下：

[0052] 来自精馏单元的二精塔加压吸附汽F209送入吸附器AE35或吸附器BE36,两台吸附器AE35和吸附器BE36切换操作，一台吸附器进行吸附操作时，另一台进行解吸再生操作，通过吸附器吸附操作将二精塔加压吸附汽F209物料中的水分吸附脱除后，得到燃料乙醇汽F301，送至产品冷凝器E37冷凝，凝液为燃料乙醇产品F302，为了利用冷凝热，产品冷凝器E37冷却介质为醪液制备单元的待预热粉浆F118，加热得到预热粉浆F119返回醪液制备单元。

[0053] 当吸附器AE35或吸附器BE36吸附操作完成后，进入解吸再生操作。解吸再生过程产生的再生汽F303送至再生冷凝器E38冷凝，得到的再生淡酒F304送回精馏单元回收，含泄露的空气等不凝气的再生尾汽F305送至吸附真空系统E39。吸附器AE35和吸附器BE36采用绝热吸附操作，吸附压力为二精塔加压吸附汽F209的操作压力，再生解吸压力范围:-0.095～-0.05Mpa。

[0054] 本发明公开的吸附脱水单元采用变压吸附工艺脱除精馏酒精物料中的共沸水，在真空条件下进行吸附器解吸再生操作，燃料乙醇汽冷凝放出的热量用于醪液制备单元的粉浆物料的加热，使燃料乙醇产品的冷凝热得到充分利用，同时也节省了燃料乙醇汽冷凝过程所需的冷却水，燃料乙醇产品F302达到GB18350变性燃料乙醇国家标准。

[0055] 4.废醪液处理单元

[0056] 废醪液处理单元由液固分离、湿糟干燥及清液多效蒸发浓缩等操作构成，清液采用多效蒸发浓缩工艺，优选三效蒸发浓缩工艺，多效蒸发浓缩操作的热源主要为干燥机的尾汽及干燥机加热蒸汽凝水，不消耗新鲜蒸汽，工艺过程参见附图4。主要设备包括干燥凝水闪蒸罐E41、固液分离机E42、输送绞龙E43、一效蒸发器E44、一效闪蒸罐E45、二效蒸发器E46、二效闪蒸罐E47、三效蒸发器E48、三效闪蒸罐E49、末效冷凝器E50、蒸发凝水罐E51、干燥机E52及蒸发真空系统E53等。

[0057] 液固分离操作。来自精馏单元的粗塔废醪液F205及二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元混合后得到废醪液F401，并送至固液分离机E42进行液固分离操作，湿糟F403经输送绞龙E43，与二效浓缩液F416(即为清液多效蒸发的最终浓缩液)混合送至干燥机E52进行干燥操作，清液F402送至三效蒸发器E48浓缩。

[0058] 湿糟干燥操作。湿糟F403与二效浓缩液F416(固含量最高的清液蒸发浓缩液)混合后经干燥机E52干燥，得到符合国家产品标准GB/T25866-2010的DDGS产品F404。干燥过程排放的干燥机尾汽F405送至清液多效蒸发浓缩部分的一效蒸发器E44作为加热介质再利用。干燥机加热蒸汽F406为新鲜蒸汽，产生的干燥机加热蒸汽凝水F407送至干燥凝水闪蒸罐E41，排放的蒸汽凝水闪蒸汽F409送至二效蒸发器E46作为加热介质，剩余的闪蒸凝水F408返回界区外锅炉再利用。

[0059] 清液多效蒸发浓缩操作。清液采用多效蒸发浓缩工艺，优选三效蒸发浓缩工艺，控制各效蒸发器的加热介质与浓缩液的温差为10～20℃，末效冷凝器E50的冷凝操作温度≥45℃，使用室外温度条件下的冷却装置生产的常规循环冷却水进行冷凝操作。清液三效蒸发浓缩工艺的详细说明如下：

[0060] 干燥过程排放的干燥机尾汽F405送至一效蒸发器E44作为加热介质，产生的一效凝水F411送至蒸发凝水罐E51，一效闪蒸罐E45排放的一效浓缩液F413送至二效蒸发器E46进一步浓缩，一效闪蒸罐E45产生的一效闪蒸汽F412与蒸汽凝水闪蒸汽F409混合后送至二效蒸发器E46；二效蒸发器E46排放的二效凝水F414也送至蒸发凝水罐E51，二效闪蒸罐E47排出的二效浓缩液F416的固含物含量≥30％，为清液多效蒸发的最终浓缩液，与湿糟F403混合后，送至干燥机E52一起干燥，二效闪蒸汽F415作为加热热源继续送至三效蒸发器E48；三效蒸发器E48排放的三效凝水F417也送至蒸发凝水罐E51，三效闪蒸罐E49排放的三效浓缩液F419送至一效蒸发器E44继续浓缩，三效闪蒸汽F418送至末效冷凝器E50，产生的末效冷凝器凝水F420也送至蒸发凝水罐E51收集，末效冷凝器尾汽F421送至蒸发真空系统E53，并控制多效蒸发浓缩系统的操作压力。蒸发凝水罐E51排放的回用蒸发凝水F422作为拌料水送至醪液制备单元回收利用，剩余的蒸发凝水作为需要深度处理凝水F423送至界区外废水深化处理装置。

[0061] 清液多效蒸发浓缩操作工艺的特点：清液依次通过三效蒸发器E48、一效蒸发器E44及二效蒸发器E46进行浓缩操作，干燥机尾汽F405作为加热介质先送至一效蒸发器E44，干燥机的蒸汽凝水闪蒸汽F409与产生的一效闪蒸汽F412混合后作为加热介质再送入二效蒸发器E46，保证了最易碳化或焦糖化的二效浓缩液F416的受热温度，即最终的浓缩液受热温度≤100℃(干燥机尾汽F405的冷凝温度为86℃)，有利于DDGS产品质量，特别颜色指标的稳定及提高，控制二效浓缩液F416(即最终浓缩液)及湿糟的固含量≥30％，DDGS产品质量指标稳定达到一级。

[0062] 本发明公开的技术方案通过低能阶蒸汽的多效多级利用，使清液浓缩过程不消耗新鲜蒸汽，当成熟醪酒度≥14.5％，浓缩液及湿糟的固含量≥35％，废醪液处理单元可以实现DDGS产品达标，生产吨DDGS的新鲜蒸汽消耗小于1.95吨，清液回配量为零。

[0063] 有益效果

[0064] 本发明公开了一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法。采用玉米、小麦、水稻、木薯、高粱和红薯等原料，生产过程包括醪液制备、精馏、吸附脱水及废醪液处理等生产单元，并针对目前燃料乙醇精制过程采用的多级热耦合精馏工艺，不可避免的含有固相糟废醪液物料受热温度较高，精馏生产装置的再沸器及塔盘易结疤，生产不稳定，以及后续废醪液回收固相物，生产DDGS产品的颜色黑，色号不达标，营养组分损失，影响DDGS产品质量等行业难题，提出了工业装置可行的解决方案。技术方案提出在精馏单元采用MVR等技术，首先保证含有固相糟废醪液物料受热温度低于100℃，低于焦糖化反应温度，减弱固相物美拉德反应的发生，使后续废醪液处理单元利用废醪液生产的DDGS产品的营养成分不损失，不碳化，产品质量提高；再者保证多级热耦合精馏工艺的实施，即一精塔E23与二精塔E22的热量耦合，二精塔E22与粗塔E21的热量耦合，仅一精塔E23操作过程需要新鲜蒸汽，粗塔E21和二精塔E22操作过程均利用二次物料蒸汽的热能，不需要新鲜蒸汽；另外，MVR系统中使用的蒸汽压缩机采用能耗效率最高的单级压缩机等操作目标的实现。技术方案还公开了废醪液处理单元的优化方案，首先液固分离得到的清液依次通过三效蒸发器E48、一效蒸发器E44及二效蒸发器E46进行浓缩操作工艺的优化；再者干燥机尾汽F405作为介质首先送至一效蒸发器E44，二效浓缩液F416，最后的浓缩液受热温度≤100℃，有利于DDGS产品质量，特别是产品色泽指标的稳定及提高。

[0065] 本发明公开的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法的实施，解决了目前燃料乙醇生产行业的技术难题，收到了明显的经济效益，符合绿色清洁生产过程，具有良好的工业应用前景。

附图说明

[0066] 图1：醪液制备单元流程图；

[0067] 图2：精馏单元流程图；

[0068] 图3：吸附脱水单元流程图；

[0069] 图4：DDGS单元流程图；

[0070] 图1、图2、图3及图4中涉及的设备标记号及名称如下：

[0071] 粉碎机E11、拌料器E12、拌料罐E13、液化罐E14、拌料水第一加热器E15、成熟醪预热器E16、发酵罐E17；

[0072] 粗塔E21、二精塔E22、一精塔E23、粗塔再沸器E24、粗塔冷凝器E25、粗塔后冷器E26、二精塔进料预热器E27、二精塔再沸器E28、压缩机E29；

[0073] 一精塔进料第一预热器E31、一精塔进料第二预热器E32、一精塔再沸器E33、精馏真空系统E34、吸附器AE35、吸附器BE36、产品冷凝器E37、再生冷凝器E38、吸附真空系统E39；

[0074] 干燥凝水闪蒸罐E41、固液分离机E42、输送绞龙E43、一效蒸发器E44、一效闪蒸罐E45、二效蒸发器E46、二效闪蒸罐E47、三效蒸发器E48、三效闪蒸罐E49、末效冷凝器E50、蒸发凝水罐E51、干燥机E52及蒸发真空系统E53。

[0075] 图1、图2、图3及图4中涉及的物料流股标记号及名称如下：

[0076] 原料F101、粉碎料F102、粉浆F103、液化醪F104、一级冷却液化醪F105、二级冷却液化醪F106、成熟醪F107、二氧化碳F108、新鲜水补水F109、拌料水F110、预热拌料水F111、液化酶F112、氨水F113、糖化酶F114、酵母F115、预热成熟醪F117、待预热粉浆F118、预热粉浆F119、循环粉浆F120、粉浆出料F121；

[0077] 粗塔顶汽F201、粗塔尾汽F202、粗塔顶采F203、粗塔后冷器尾汽F204、粗塔废醪液F205、粗塔侧线采出F206、二精塔进料F207、二精塔顶汽F208、二精塔加压吸附汽F209、二精塔加压回流汽F212、二精塔回流液F213、粗塔再沸器尾汽F214、二精塔釜采F215、二精塔废醪液F216、二精塔侧采F217、一精塔一级预热进料F218、一精塔二级预热进料F219、一精塔顶汽F220、一精塔塔顶采出F221、一精塔回流F222、二精塔再沸器尾汽F223、一精塔釜采F224、一精塔废水F225、一精塔再沸器加热蒸汽F226、一精塔蒸汽凝水F227、一精塔外排凝水F228；

[0078] 燃料乙醇汽F301、燃料乙醇产品F302、再生汽F303、再生淡酒F304、再生尾汽F305；

[0079] 废醪液F401、清液F402、湿糟F403、DDGS产品F404、干燥机尾汽F405、干燥机加热蒸汽F406、干燥机加热蒸汽凝水F407、闪蒸凝水F408、蒸汽凝水闪蒸汽F409；

[0080] 一效凝水F411、一效闪蒸汽F412、一效浓缩液F413、二效凝水F414、二效闪蒸汽F415、二效浓缩液F416、三效凝水F417、三效闪蒸汽F418、三效浓缩液F419、末效冷凝器凝水F420、末效冷凝器尾汽F421、回用蒸发凝水F422及深度处理凝水F423。

具体实施方式

[0081] 以下结合附图和具体实施例来对本发明作进一步的说明。

[0082] 本发明公开的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，采用玉米、小麦、水稻、木薯、高粱和红薯等为原料生产燃料乙醇产品及DDGS产品，生产过程主要包括醪液制备单元、精馏单元、吸附脱水单元及废醪液处理单元等,具体操作流程可参见图1-醪液制备单元流程图、图2-精馏单元流程图、图3-吸附脱水单元流程图及图4-废醪液处理单元流程图，以及图1、图2、图3及图4中涉及的设备标记号及名称。主要生产单元的实施方式说明如下：

[0083] 1.醪液制备单元

[0084] 首先将玉米、小麦、木薯、水稻等原料粉碎，与拌料水混合制备粉浆，在糖化酶、液化酶及酵母的作用下，利用其中的淀粉组分，依次制备液化醪及酒精成熟醪，在降低能耗物耗方面，利用拌料水、酒精成熟醪回收液化醪降温过程放出的热量，另外利用粉浆回收吸附脱水单元的产品冷凝器E37放出的入量，具体参见附图2。醪液制备单元主要设备包括粉碎机E11、拌料器E12、拌料罐E13、液化罐E14、拌料水第一加热器E15、成熟醪预热器E16、发酵罐E17等。操作说明如下：

[0085] 制备粉浆。玉米、小麦、高梁、水稻、木薯和红薯等淀粉质原料F101送入粉碎机E11粉碎，得到的粉碎料F102继续送入拌料器E12，拌料器同时加入预热拌料水F111、液化酶F112及营养盐氨水F113，得到粉浆F103送入拌料罐E13，拌料温度由预热拌料水F111物料温度控制。拌料罐E13送出的待预热粉浆F118经吸附脱水单元的产品冷凝器E37加热，得到预热粉浆F119，并分为循环粉浆F120及粉浆出料F121两部分，粉浆出料F121送至液化罐E14，循环粉浆F120返回拌料罐E13，液化罐E14的液化温度由预热粉浆F119加热温度、循环粉浆F120及粉浆出料F121的流量比例等工艺条件控制。

[0086] 制备液化醪。液化罐E14送出的液化醪F104，首先通过拌料水第一加热器E15冷却得到一级冷却液化醪F105，再通过成熟醪预热器E16冷却得到二级冷却液化醪F106，并送入发酵罐E17，同时添加糖化酶F114和酵母F115。通过第一加热器E15使液化醪物料放出的热量用于加热拌料水F110，得到预热拌料水F111，通过成熟醪预热器E16使液化醪物料放出的热量用于加热成熟醪F107，得到预热成熟醪F117。

[0087] 制备成熟醪。发酵罐E17采出的成熟醪F107经成熟醪预热器E16预热后得到预热成熟醪F117，并送入精馏单元，另外，发酵罐E17同时排放二氧化碳F108。

[0088] 醪液制备单元的主要操作条件：拌料罐E13的操作温度≥75℃，且高于物料的糊化点，液化罐E14的液化温度为80～92℃，液化时间为1.5～3小时，液化罐E14的操作温度通过粉浆F103的物料温度、预热粉浆F119的物料温度、循环粉浆F120流量与粉浆出料F121流量比例调整控制。

[0089] 发酵罐E17的发酵时间为35～80小时，发酵温度为30～34℃，成熟醪F107的酒度为14.5～20％。

[0090] 醪液制备单元生产过程不消耗新鲜蒸汽。

[0091] 2.精馏单元

[0092] 采用精馏操作脱除成熟醪中的部分杂质、大部分水及固相物，制备吸附脱水单元所需的酒度为90％以上的气相物料进料，排放的含固废醪液送至废醪液处理单元，技术特点是采用MVR及复杂精馏塔体系多效热耦合等技术，实现过程较低的蒸汽消耗，处理含固的废醪液物料的精馏塔的塔釜操作温度低于100℃的操作目标，具体参见附图2。

[0093] 精馏单元主要包括粗塔、二精塔及一精塔三个部分。粗塔主要用于脱除发酵成熟醪中的固相物及大部分水，得到酒度为50～75％的粗酒；一精塔主要用来处理粗酒及二精塔排放的富含杂醇油的酒精物料，脱除杂醇油及部分废水，得到酒度为90％以上的酒精物料，并送至二精塔进一步精制浓缩；二精塔主要进料为来自粗塔脱除轻质杂质的成熟醪侧采物料，脱除发酵成熟醪进料中的固相物及大部分水，得到酒精浓度90％以上的用于吸附脱水操作的气相原料，粗塔及二精塔的塔釜采出的废醪液作为废醪液处理单元的原料。精馏单元的主要设备包括粗塔E21、二精塔E22、一精塔E23、粗塔再沸器E24、粗塔冷凝器E25、粗塔后冷器E26、二精塔进料预热器E27、二精塔再沸器E28、压缩机E29、一精塔进料第一预热器E31、一精塔进料第二预热器E32、一精塔再沸器E33、精馏真空系统E34、吸附器AE35、吸附器BE36、产品冷凝器E37、再生冷凝器E38及吸附真空系统E39等。具体操作说明如下：

[0094] 来自醪液制备单元的预热成熟醪F117经粗塔冷凝器E25再加热，送入精馏单元粗塔E21的进料口，物料在粗塔中进行汽液平衡分离操作，粗塔塔顶采出的粗塔顶汽F201，送至粗塔冷凝器E25冷凝，排放的粗塔尾汽F202送至粗塔后冷器E26继续冷凝，含二氧化碳不凝气的粗塔后冷器尾汽F204送至精馏真空系统E34。

[0095] 粗塔顶采F203、二精塔侧采F217及吸附脱水单元返回的再生淡酒F304三股物料混合后，依次经一精塔进料第一预热器E31、一精塔进料第二预热器E32预热，先后得到一精塔一级预热进料F218、一精塔二级预热进料F219，一精塔二级预热进料F219送至一精塔E23进料口。一精塔一级预热进料F218的加热介质为一精塔釜采F224，冷却后得到一精塔废水F225、新鲜水补水F109和回用蒸发凝水F422混合后得到拌料水F110，送至醪液制备单元的拌料水第一加热器E15，一精塔二级预热进料F219的加热介质为一精塔再沸器E33的一精塔蒸汽凝水F227，冷却后得到一精塔外排凝水F228送至界区外锅炉回收利用。

[0096] 粗塔再沸器E24的加热介质为二精塔加压回流汽F212，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26回收，粗塔再沸器的凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22的回流口。

[0097] 粗塔侧线采出F206为脱杂后的部分成熟醪，经二精塔进料预热器E27预热后得到二精塔进料F207，送入二精塔E22进料口，二精塔进料预热器E27加热介质为二精塔釜采F215，冷却后得到的含有固相物的二精塔废醪液F216与粗塔E21塔釜排放的含有固相物的粗塔废醪液F205一并送至废醪液处理单元。

[0098] 一精塔E23的进料为一精塔二级预热进料F219，包括粗塔顶采F203、二精塔侧采F217及吸附脱水单元的再生淡酒F304，物料在一精塔E23中进行汽液平衡操作分离后，一精塔顶汽F220作为加热介质送至二精塔再沸器E28，回收冷凝热，二精塔再沸器尾汽F223送至粗塔后冷器E26回收，二精塔再沸器的大部分凝液作为一精塔回流F222返回一精塔塔顶，剩余的部分凝液作为一精塔塔顶采出F221送至二精塔E22进一步精制。一精塔釜采F224为工艺废水，经一精塔进料第一预热器E31冷却后得到一精塔废水F225，并送至醪液制备单元用作拌料水F110的一部分。

[0099] 一精塔再沸器加热蒸汽F226为新鲜蒸汽，冷凝后得到一精塔蒸汽凝水F227，经一精塔进料第二预热器E32冷却后得到一精塔外排凝水F228，并送至界区外作为锅炉补水回收利用。

[0100] 二精塔E22的加热介质为一精塔顶汽F220，是二次物料蒸汽，二精塔操作不需要新鲜蒸汽加热。

[0101] 二精塔E22进料包括二精塔进料F207和一精塔塔顶采出F221。物料在二精塔E22中进行汽液平衡分离操作，塔釜采出的二精塔釜采F215经二精塔进料预热器E27冷却后得到二精塔废醪液F216，并送至废醪液处理单元。

[0102] 二精塔顶汽F208送至压缩机E29进行机械蒸汽再压缩操作，使原来利用价值低的低能阶的物料蒸汽通过增温增压，提高能阶，用作粗塔E21的加热蒸汽，实现物料蒸汽的再次多效利用，粗塔操作不需要新鲜蒸汽。

[0103] 二精塔顶汽F208增压后分为二精塔加压回流汽F212和二精塔加压吸附汽F209两股物料，二精塔加压回流汽F212用于加热粗塔再沸器E24，粗塔再沸器E24的凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22塔顶回流口，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26回收，二精塔加压吸附汽F209为二精塔E22塔顶汽相采出，送至吸附脱水单元进一步脱水处理生产燃料乙醇产品F302。

[0104] 精馏单元的主要操作条件如下：

[0105] 控制二精塔塔釜温度≤100℃，即含有DDGS有效成分的二精塔废醪液F216的处理温度≤100℃，二精塔釜采F215的酒度≤0.05％，二精塔顶汽F208的物料酒度为90～96％及二精塔的塔压降≤0.03MPa的操作条件下，二精塔顶汽F208温度范围一般为56～70℃，单级压缩机E29机械增压的压缩比≤2.4。具体对应塔压降0.03MPa、二精塔顶汽F208的物料酒度为90％及二精塔塔釜温度范围90～100℃的操作条件，二精塔加压吸附汽F209及二精塔加压回流汽F212的饱和温度范围77～92℃。

[0106] 二精塔加压回流汽F212需要给粗塔再沸器加热，并控制粗塔顶汽F201温度≥45℃，粗塔塔釜温度≤90℃，粗塔顶汽F201的酒度50～75％，粗塔的塔压降≤0.025MPa，粗塔废醪液F205的酒度为0.05％。具体对应塔压降0.025MPa、粗塔顶汽F201温度45℃及粗塔顶汽F201的酒度50％的操作条件，粗塔塔釜温度为75℃，即粗塔塔釜温度范围为75～90℃。

[0107] 以上操作工艺条件保证了精馏单元的含有DDGS有效成分的二精塔废醪液F216的处理温度≤100℃，低于焦糖化反应温度，同时减弱美拉德反应的发生；MVR技术的采用一方面使后续废醪液处理单元利用废醪液生产的DDGS产品的营养成分不损失，产品质量提高，同时使一精塔E23与二精塔E22实现热量耦合，二精塔E22与粗塔E21实现热量耦合实现了多级热耦合精馏工艺，仅一精塔E23操作过程需要新鲜蒸汽，粗塔E21和二精塔E22操作过程均利用二次物料蒸汽，不需要新鲜蒸汽，MVR系统中使用的蒸汽压缩机可在较大工艺条件范围内采用能耗效率最高的单级压缩机。

[0108] 本发明公开的技术方案，只在一精塔再沸器E33加入新鲜蒸汽加热，二精塔再沸器E28加热蒸汽为一精塔顶汽F220，并通过压缩机E29升温加压处理二精塔顶汽F208得到二精塔加压回流汽F212，实现对粗塔再沸器E24加热，二精塔与粗塔的加热蒸汽均为二次物料蒸汽。采用压缩机E29升温加压的方案，在保证精馏单元生产过程可以继续采用多塔多级热耦合工艺，不增加整体蒸汽消耗的情况下，实现了二精塔E22塔釜的废醪液物料操作温度≤100℃，解决了目前燃料乙醇主流生产工艺由于采用多级热耦合技术，二精塔E22塔釜的废醪液物料操作温度高于130℃，造成废醪液物料受热温度较高，影响后续废醪液处理单元DDGS产品质量差、不达标的技术难题。

[0109] 本技术方案的在精馏单元及后续吸附脱水单元的生产吨燃料乙醇的新鲜蒸汽总消耗量1.2～1.6吨。

[0110] 3.吸附脱水单元

[0111] 吸附脱水单元以来自于精馏单元的酒精体积浓度大于90％的气相物料为原料，通过吸附剂吸附及解吸再生操作得到脱除精馏大部分共沸水的符合国家标准的燃料乙醇产品，吸附剂为3A分子筛等干燥剂，工艺过程参见附图3。主要设备包括吸附器AE35、吸附器BE36、产品冷凝器E37、再生冷凝器E38及吸附真空系统E39等。操作说明如下：

[0112] 来自精馏单元的二精塔加压吸附汽F209送入吸附器AE35或吸附器BE36,两台吸附器AE35和吸附器BE36切换操作，一台吸附器进行吸附操作时，另一台进行解吸再生操作，通过吸附器吸附操作将二精塔加压吸附汽F209物料中的水分吸附脱除后，得到燃料乙醇汽F301，送至产品冷凝器E37冷凝，凝液为燃料乙醇产品F302，燃料乙醇产品F302达到GB18350变性燃料乙醇国家标准。为了利用冷凝热，产品冷凝器E37冷却介质为醪液制备单元的待预热粉浆F118，加热得到预热粉浆F119返回醪液制备单元。

[0113] 当吸附器AE35或吸附器BE36吸附操作完成后，进入解吸再生操作。解吸再生过程产生的再生汽F303送至再生冷凝器E38冷凝，得到的再生淡酒F304送回精馏单元回收，含泄露的空气等不凝气的再生尾汽F305送至吸附真空系统E39。吸附器AE35和吸附器BE36采用绝热吸附操作，吸附压力为二精塔加压吸附汽F209的操作压力，再生解吸压力范围:-0.095～-0.05Mpa。

[0114] 精馏单元及吸附脱水单元生产吨燃料乙醇产品的新鲜蒸汽消耗1.2～1.6吨。

[0115] 4.废醪液处理单元

[0116] 废醪液处理单元包括液固分离、湿糟干燥及清液多效蒸发浓缩等部分构成，清液多效蒸发浓缩操作的热源主要为干燥机的尾汽，不消耗新鲜蒸汽，工艺过程参见附图4。主要设备包括干燥凝水闪蒸罐E41、固液分离机E42、输送绞龙E43、一效蒸发器E44、一效闪蒸罐E45、二效蒸发器E46、二效闪蒸罐E47、三效蒸发器E48、三效闪蒸罐E49、末效冷凝器E50、蒸发凝水罐E51、干燥机E52及蒸发真空系统E53等。

[0117] 液固分离操作。来自精馏单元的粗塔废醪液F205及二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元混合后得到废醪液F401，并送至固液分离机E42进行液固分离操作，湿糟F403经输送绞龙E43，与二效浓缩液F416(即为清液多效蒸发的最终浓缩液)混合送至干燥机E52进行干燥操作，清液F402送至三效蒸发器E48浓缩。

[0118] 湿糟干燥操作。湿糟F403与二效浓缩液F416(固含量最高的清液蒸发浓缩液)混合后经干燥机E52干燥，得到符合国家产品标准GB/T25866-2010的DDGS产品F404。干燥过程排放的干燥机尾汽F405送至清液多效蒸发浓缩部分的一效蒸发器E44作为加热介质再利用。干燥机加热蒸汽F406为新鲜蒸汽，产生的干燥机加热蒸汽凝水F407送至干燥凝水闪蒸罐E41，排放的蒸汽凝水闪蒸汽F409送至二效蒸发器E46作为加热介质，剩余的闪蒸凝水F408返回界区外锅炉再利用。

[0119] 清液多效蒸发浓缩操作。清液采用多效蒸发浓缩工艺，优选三效蒸发浓缩工艺，控制各效蒸发器的加热介质与浓缩液的温差为10～20℃，末效冷凝器E50的冷凝操作温度≥45℃，使用室外温度条件下的冷却装置生产的常规循环冷却水进行冷凝操作。清液三效蒸发浓缩工艺的详细说明如下：

[0120] 干燥过程排放的干燥机尾汽F405送至一效蒸发器E44作为加热介质，产生的一效凝水F411送至蒸发凝水罐E51，一效闪蒸罐E45排放的一效浓缩液F413送至二效蒸发器E46进一步浓缩，一效闪蒸罐E45产生的一效闪蒸汽F412与蒸汽凝水闪蒸汽F409混合后送至二效蒸发器E46；二效蒸发器E46排放的二效凝水F414也送至蒸发凝水罐E51，二效闪蒸罐E47排出的二效浓缩液F416的固含物含量≥30％，为清液多效蒸发的最终浓缩液，与湿糟F403混合后，送至干燥机E52一起干燥，二效闪蒸汽F415作为加热热源继续送至三效蒸发器E48；三效蒸发器E48排放的三效凝水F417也送至蒸发凝水罐E51，三效闪蒸罐E49排放的三效浓缩液F419送至一效蒸发器E44继续浓缩，三效闪蒸汽F418送至末效冷凝器E50，产生的末效冷凝器凝水F420也送至蒸发凝水罐E51收集，末效冷凝器尾汽F421送至蒸发真空系统E53，并控制多效蒸发浓缩系统的操作压力。蒸发凝水罐E51排放的回用蒸发凝水F422作为拌料水送至醪液制备单元回收利用，剩余的蒸发凝水作为需要深度处理凝水F423送至界区外废水深化处理装置。

[0121] 清液多效蒸发浓缩操作工艺的特点：清液依次通过三效蒸发器E48、一效蒸发器E44及二效蒸发器E46进行浓缩操作，干燥机尾汽F405作为加热介质先送至一效蒸发器E44，干燥机的蒸汽凝水闪蒸汽F409与产生的一效闪蒸汽F412混合后作为加热介质再送入二效蒸发器E46，保证了最易碳化或焦糖化的二效浓缩液F416的受热温度，即最终的浓缩液受热温度≤100℃(干燥机尾汽F405的冷凝温度为86℃)，有利于DDGS产品质量，特别颜色指标的稳定及提高，控制二效浓缩液F416(即最终浓缩液)及湿糟的固含量≥30％，DDGS产品质量指标稳定达到一级。

[0122] 本技术方案实施主要通过低能阶蒸汽的多效多级利用，使清液浓缩过程不消耗新鲜蒸汽，当成熟醪酒度≥14.5％，浓缩液及湿糟的固含量≥35％，废醪液处理单元可以实现DDGS产品达标，生产吨DDGS的新鲜蒸汽消耗小于1.95吨，清液回配为零。

[0123] 本发明公开的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法，主要特征是采用MVR等技术，首先保证含有固相糟废醪液物料受热温度低于100℃，低于焦糖化反应温度，减弱固相物美拉德反应的发生，使后续废醪液处理单元利用废醪液生产的DDGS产品的营养成分不损失，不碳化，产品质量提高；再者保证多级热耦合精馏工艺的实施，即一精塔E23与二精塔E22的热量耦合，二精塔E22与粗塔E21的热量耦合，仅一精塔E23操作过程需要新鲜蒸汽，粗塔E21和二精塔E22操作过程均利用二次物料蒸汽的热能，不需要新鲜蒸汽；另外，MVR系统中使用的蒸汽压缩机采用能耗效率最高的单级压缩机等操作目标的实现。技术方案还公开了废醪液处理单元的优化方案，首先液固分离得到的清液依次通过三效蒸发器E48、一效蒸发器E44及二效蒸发器E46进行浓缩操作工艺的优化；再者干燥机尾汽F405作为介质首先送至一效蒸发器E44，二效浓缩液F416，最后的浓缩液受热温度≤100℃，有利于DDGS产品质量，特别是产品色泽指标的稳定及提高，稳定达到一级，生产吨DDGS的新鲜蒸汽消耗小于1.95吨，清液回配为零，醪液制备单元生产过程不消耗新鲜蒸汽，精馏单元及吸附脱水单元生产吨燃料乙醇产品的新鲜蒸汽消耗1.2～1.6吨。

[0124] 本发明公开的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法的实施收到了明显的经济效益。以目前玉米原料燃料乙醇生产技术为例，生产1吨燃料乙醇产品，大约副产0.88吨DDGS产品。本发明公开的技术方案由于采用MVR、热量多级多效利用等技术，醪液制备单元、精馏单元及吸附脱水单元的新鲜蒸汽消耗为1.2～1.6吨，新鲜蒸汽消耗指标优于目前主流生产工艺，并且通过MVR技术的采用，实现二精塔顶汽F208的增温增压，虽然用电量增加了，按照市售工业电价0.75元/度计算，折合吨燃料乙醇产品增加操作费用约40元，但同时DDGS产品质量提高，吨DDGS产品售价至少提高约100元，折合吨燃料乙醇生产过程的综合效益增加约40元，对于年产30万吨的玉米燃料乙醇生产装置，年综合经济效益至少增加1,200万元，工业实施经济效益显著。

[0125] 本发明公开的一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法的实施，解决了目前燃料乙醇生产行业生产不稳定等技术难题，提高了DDGS产品质量，收到了明显的经济效益，符合绿色清洁生产过程，具有良好的工业应用前景。

[0126] 实施例1

[0127] 采用小麦为原料生产燃料乙醇产品及DDGS产品，生产过程主要包括醪液制备单元、精馏单元、吸附脱水单元及废醪液处理单元,操作流程参见图1-醪液制备单元流程图、图2-精馏单元流程图、图3-吸附脱水单元流程图、图4-废醪液处理单元流程图，以及图1、图2、图3及图4中涉及的设备标记号及名称。生产实施方式说明如下：

[0128] 1.醪液制备单元

[0129] 制备粉浆。将小麦原料F101送入粉碎机E11粉碎，粉碎料F102送入拌料器E12，同时加入预热拌料水F111、液化酶F112及营养盐氨水F113，得到粉浆F103送入拌料罐E13，拌料罐E13送出的待预热粉浆F118经吸附脱水单元的产品冷凝器E37加热，得到预热粉浆F119返回醪液制备单元，并分为循环粉浆F120及粉浆出料F121两部分，粉浆出料F121送至液化罐E14，循环粉浆F120返回拌料罐E13。

[0130] 制备液化醪。液化罐E14送出的液化醪F104，首先通过拌料水第一加热器E15冷却得到一级冷却液化醪F105，再通过成熟醪预热器E16冷却得到二级冷却液化醪F106，送入发酵罐E17，同时添加糖化酶F114和酵母F115。通过第一加热器E15使液化醪物料放出的热量用于加热拌料水F110，得到预热拌料水F111，通过成熟醪预热器E16使液化醪物料放出的热量用于加热成熟醪F107，得到预热成熟醪F117。

[0131] 制备成熟醪。发酵罐E17采出的成熟醪F107经成熟醪预热器E16预热后得到预热成熟醪F117，并送入精馏单元，另外，发酵罐E17同时排放二氧化碳F108，并送至回收装置。

[0132] 醪液制备单元的主要操作条件：拌料罐E13的操作温度75℃，液化罐E14的液化温度为80℃，液化时间为3小时，液化罐E14的操作温度由粉浆F103的物料温度、预热粉浆F119的物料温度、循环粉浆F120流量与粉浆出料F121流量比例等工艺条件调整控制，发酵罐E17的发酵时间为80小时，发酵温度为34℃，成熟醪F107的酒度为14.5％。

[0133] 本实施例醪液制备单元的新鲜蒸汽消耗为0。

[0134] 2.精馏单元

[0135] 来自醪液制备单元的预热成熟醪F117经粗塔冷凝器E25再预热后，送入粗塔E21的进料口，粗塔顶汽F201，送至粗塔冷凝器E25冷凝，排放的粗塔尾汽F202送至粗塔后冷器E26继续冷凝，粗塔后冷器尾汽F204送至精馏真空系统E34。粗塔顶采F203、二精塔侧采F217及吸附脱水单元的再生淡酒F304物料混合后，依次经一精塔进料第一预热器E31、一精塔进料第二预热器E32预热后送至一精塔E23进料口。

[0136] 粗塔再沸器E24的加热介质为二精塔加压回流汽F212，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26冷凝回收，凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22的回流口。

[0137] 粗塔侧线采出F206经二精塔进料预热器E27预热后得到二精塔进料F207，并送入二精塔E22进料口，二精塔进料预热器E27加热介质为二精塔釜采F215，二精塔釜采F215冷却后得到的含有固相物的二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元，粗塔E21塔釜排放的含有固相物的粗塔废醪液F205也送至废醪液处理单元。

[0138] 一精塔E23的进料为一精塔二级预热进料F219，包括粗塔顶采F203、再生淡酒F304及二精塔侧采F217，一精塔顶汽F220作为加热介质送至二精塔再沸器E28，二精塔再沸器尾汽F223送至粗塔后冷器E26回收，部分凝液作为一精塔回流F222返回一精塔塔顶，剩余的部分凝液作为一精塔塔顶采出F221送至二精塔E22进一步精制。一精塔釜采F224为工艺废水，经一精塔进料第一预热器E31冷却后得到一精塔废水F225，送至醪液制备单元拌料水第一加热器E15。

[0139] 一精塔一级预热进料F218的加热介质为一精塔釜采F224，冷却后得到一精塔废水F225、新鲜水补水F109和回用蒸发凝水F422混合后得到拌料水F110，送至醪液制备单元的拌料水第一加热器E15，一精塔二级预热进料F219的加热介质为一精塔再沸器E33的一精塔蒸汽凝水F227，冷却后得到一精塔外排凝水F228送至界区外锅炉回收利用。

[0140] 一精塔再沸器加热蒸汽F226为新鲜蒸汽，冷凝得到一精塔蒸汽凝水F227，经一精塔进料第二预热器E32冷却后得到一精塔外排凝水F228，并送至界区外作为锅炉补水回收利用。

[0141] 二精塔E22进料分别为二精塔进料F207和一精塔塔顶采出F221，塔釜采出的二精塔釜采F215经二精塔进料预热器E27冷却后得到二精塔废醪液F216，送至废醪液处理单元，二精塔再沸器E28的加热介质为一精塔顶汽F220。

[0142] 二精塔顶汽F208送至压缩机E29完成机械增压操作，分别得到二精塔加压回流汽F212和二精塔加压吸附汽F209两部分，二精塔加压回流汽F212用于加热粗塔再沸器E24，凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22塔顶回流口，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26继续冷凝回收，二精塔加压吸附汽F209作为二精塔E22塔顶汽相采出，送至吸附脱水单元的吸附器。

[0143] 精馏单元的操作条件：当控制二精塔塔釜温度90℃，即含有DDGS有效成分的二精塔废醪液F216的处理温度90℃，二精塔的塔压降为0.025MPa，二精塔釜采F215的酒度0.02％，二精塔顶汽F208的物料酒度为90％的操作条件下，对应的二精塔顶汽F208温度为
59℃，经压缩机E29机械增压，二精塔加压吸附汽F209及二精塔加压回流汽F212饱和冷凝温度为82℃；另外，由于二精塔加压回流汽F212用于粗塔再沸器加热，当控制粗塔顶汽F201温度45℃，粗塔顶汽F201的酒度50％，粗塔废醪液F205的酒度为0.05％，塔压降为0.020MPa时，对应的粗塔塔釜温度为76℃。

[0144] 由于该操作过程中的废醪液操作温度约90℃，使后续废醪液处理单元利用废醪液生产的DDGS产品所需的营养成分不损失，产品质量提高，同时，二精塔E22与粗塔E21实现热量耦合实现了多级热耦合精馏工艺，另外，加上一精塔E23与二精塔E22也实现热量耦合，使该工艺仅一精塔E23操作过程需要新鲜蒸汽，粗塔E21和二精塔E22操作过程均利用二次物料蒸汽，不需要新鲜蒸汽，MVR系统中使用的蒸汽压缩机采用能耗效率最高的单级压缩机。3.吸附脱水单元

[0145] 来自精馏单元的二精塔加压吸附汽F209送入吸附器AE35或吸附器BE36,两台吸附器AE35和吸附器BE36切换操作，一台吸附器进行吸附操作时，另一台进行解吸再生操作，通过吸附器吸附操作将二精塔加压吸附汽F209物料中的大部分水分吸附脱除后，得到燃料乙醇汽F301，送至产品冷凝器E37冷凝，凝液为燃料乙醇产品F302，达到GB18350变性燃料乙醇国家标准。产品冷凝器E37冷却介质为醪液制备单元的待预热粉浆F118，加热得到预热粉浆F119返回醪液制备单元。

[0146] 当吸附器AE35或吸附器BE36吸附饱和后，进入解吸再生操作。解吸再生过程吸附器产生的再生汽F303送至再生冷凝器E38冷凝，得到的再生淡酒F304送回精馏单元回收，再生尾汽F305送至吸附真空系统E39。吸附器AE35和吸附器BE36采用绝热吸附操作，吸附压力为二精塔加压吸附汽F209的操作压力，再生解吸压力范围:-0.095Mpa。

[0147] 本实施例的精馏单元及吸附脱水单元生产吨燃料乙醇产品的新鲜蒸汽消耗共计为1.6吨。

[0148] 4.废醪液处理单元

[0149] 液固分离操作。来自精馏单元的粗塔废醪液F205与二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元混合得到废醪液F401，送至固液分离机E42进行液固分离操作，得到的湿糟F403经输送绞龙E43，与二效浓缩液F416(即为清液多效蒸发的最终浓缩液)混合送至干燥机E52进行干燥操作，清液F402送至清液多效蒸发浓缩部分的三效蒸发器E48浓缩。

[0150] 湿糟干燥操作。湿糟F403与二效浓缩液F416混合物料经干燥机E52干燥，得到符合国家产品标准GB/T25866-2010的DDGS产品F404。干燥机尾汽F405送至清液多效蒸发浓缩部分的一效蒸发器E44作为加热介质再利用，干燥机加热蒸汽F406为新鲜蒸汽，产生的干燥机加热蒸汽凝水F407送至干燥凝水闪蒸罐E41，闪蒸凝水F408返回界区外锅炉再利用，排放的蒸汽凝水闪蒸汽F409送至二效蒸发器E46作为加热介质。

[0151] 清液多效蒸发浓缩操作。清液采用三效的多效蒸发浓缩工艺。干燥过程排放的干燥机尾汽F405送至一效蒸发器E44作为加热介质，产生的一效凝水F411送至蒸发凝水罐E51，一效闪蒸罐E45排放的一效浓缩液F413送至二效蒸发器E46进一步浓缩，一效闪蒸罐E45排放的一效闪蒸汽F412与蒸汽凝水闪蒸汽F409混合后作为加热介质送至二效蒸发器E46；二效蒸发器E46排放的二效凝水F414也送至蒸发凝水罐E51，二效闪蒸罐E47排出的二效浓缩液F416的固含物含量为35％，为清液多效蒸发的最终浓缩液，与湿糟F403混合后，送至干燥机E52干燥，二效闪蒸汽F415作为加热热源继续送至三效蒸发器E48；三效蒸发器E48排放的三效凝水F417继续送至蒸发凝水罐E51，三效闪蒸罐E49排放的三效浓缩液F419再返回送至一效蒸发器E44继续浓缩，三效闪蒸汽F418送至末效冷凝器E50，末效冷凝器凝水F420也送至蒸发凝水罐E51收集，末效冷凝器尾汽F421送至蒸发真空系统E53，控制多效蒸发浓缩系统的操作压力。蒸发凝水罐E51排放的回用蒸发凝水F422作为拌料水送至醪液制备单元回收利用，剩余的蒸发凝水作为需要深度处理凝水F423送至废水深化处理装置。

[0152] 废醪液处理单元的操作条件：当成熟醪酒度≥14.5％，浓缩液及湿糟的固含量≥35％，各效蒸发器的加热介质与浓缩液的温差为20℃，一效蒸发器E44的冷凝操作温度为85℃，二效蒸发器E46的冷凝操作温度为65℃，末效冷凝器E50的冷凝操作温度为45℃，使用室外温度条件下的冷却装置生产的常规循环冷却水进行冷凝操作。

[0153] 本实施例通过低能阶蒸汽的多效多级利用，使清液浓缩过程不消耗新鲜蒸汽，废醪液处理单元可以实现DDGS产品达标，DDGS产品的质量色泽明显改善，稳定达到1级，生产吨DDGS的新鲜蒸汽消耗小于1.95吨，清液回配为零，回收率100％。

[0154] 本实施例通过采用一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法所涉及的低温拌料液化、MVR、多级热耦合精馏及清液低温多效浓缩等技术，解决了目前燃料乙醇精制过程采用的多级热耦合精馏工艺，不可避免的含有固相糟废醪液物料受热温度较高，精馏生产装置的再沸器及塔盘易结疤，生产不稳定，以及后续废醪液回收固相物，生产DDGS产品的颜色黑，色号不达标，营养组分损失，影响DDGS产品质量等行业难题，实现了燃料乙醇生产过程的低能耗，废醪液的清液零回配、零排放，废醪液回收单元生产的DDGS产品的质量色泽明显改善，稳定达到1级，生产吨燃料乙醇产品及副产优质的DDGS产品的综合效益增加至少40元，工业实施经济效益显著，符合清洁低碳生产过程，工业应用前景广阔。

[0155] 实施例2

[0156] 采用水稻和木薯混合原料生产燃料乙醇产品及DDGS产品，生产过程主要包括醪液制备单元、精馏单元、吸附脱水单元及废醪液处理单元,操作流程参见图1-醪液制备单元流程图、图2-精馏单元流程图、图3-吸附脱水单元流程图、图4-废醪液处理单元流程图，以及图1、图2、图3及图4中涉及的设备标记号及名称。生产实施方式说明如下：

[0157] 1.醪液制备单元

[0158] 制备粉浆。将水稻和木薯混合原料F101送入粉碎机E11粉碎，粉碎料F102送入拌料器E12，同时加入预热拌料水F111、液化酶F112及营养盐氨水F113，得到粉浆F103送入拌料罐E13，拌料罐E13送出的待预热粉浆F118经吸附脱水单元的产品冷凝器E37加热，得到预热粉浆F119返回醪液制备单元，并分为循环粉浆F120及粉浆出料F121两部分，粉浆出料F121送至液化罐E14，循环粉浆F120返回拌料罐E13。

[0159] 制备液化醪。液化罐E14送出的液化醪F104，首先通过拌料水第一加热器E15冷却得到一级冷却液化醪F105，再通过成熟醪预热器E16冷却得到二级冷却液化醪F106，送入发酵罐E17，同时添加糖化酶F114和酵母F115。通过第一加热器E15使液化醪物料放出的热量用于加热拌料水F110，得到预热拌料水F111，通过成熟醪预热器E16使液化醪物料放出的热量用于加热成熟醪F107，得到预热成熟醪F117。

[0160] 制备成熟醪。发酵罐E17采出的成熟醪F107经成熟醪预热器E16预热后得到预热成熟醪F117，并送入精馏单元，另外，发酵罐E17同时排放二氧化碳F108，并送至回收装置。

[0161] 醪液制备单元的主要操作条件：拌料罐E13的操作温度87℃，液化罐E14的液化温度为92℃，液化时间为1.5小时，液化罐E14的操作温度由粉浆F103的物料温度、预热粉浆F119的物料温度、循环粉浆F120流量与粉浆出料F121流量比例等工艺条件调整控制，发酵罐E17的发酵时间为55小时，发酵温度为30℃，成熟醪F107的酒度为20％。

[0162] 本实施例醪液制备单元的新鲜蒸汽消耗为0。

[0163] 2.精馏单元

[0164] 来自醪液制备单元的预热成熟醪F117经粗塔冷凝器E25再预热后，送入粗塔E21的进料口，粗塔顶汽F201，送至粗塔冷凝器E25冷凝，排放的粗塔尾汽F202送至粗塔后冷器E26继续冷凝，粗塔后冷器尾汽F204送至精馏真空系统E34。粗塔顶采F203、二精塔侧采F217及吸附脱水单元的再生淡酒F304物料混合后，依次经一精塔进料第一预热器E31、一精塔进料第二预热器E32预热后送至一精塔E23进料口。

[0165] 粗塔再沸器E24的加热介质为二精塔加压回流汽F212，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26冷凝回收，凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22的回流口。

[0166] 粗塔侧线采出F206经二精塔进料预热器E27预热后得到二精塔进料F207，并送入二精塔E22进料口，二精塔进料预热器E27加热介质为二精塔釜采F215，二精塔釜采F215冷却后得到的含有固相物的二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元，粗塔E21塔釜排放的含有固相物的粗塔废醪液F205也送至废醪液处理单元。

[0167] 一精塔E23的进料为一精塔二级预热进料F219，包括粗塔顶采F203、再生淡酒F304及二精塔侧采F217，一精塔顶汽F220作为加热介质送至二精塔再沸器E28，二精塔再沸器尾汽F223送至粗塔后冷器E26回收，部分凝液作为一精塔回流F222返回一精塔塔顶，剩余的部分凝液作为一精塔塔顶采出F221送至二精塔E22进一步精制。一精塔釜采F224为工艺废水，经一精塔进料第一预热器E31冷却后得到一精塔废水F225，送至醪液制备单元拌料水第一加热器E15。

[0168] 一精塔一级预热进料F218的加热介质为一精塔釜采F224，冷却后得到一精塔废水F225、新鲜水补水F109和回用蒸发凝水F422混合后得到拌料水F110，送至醪液制备单元的拌料水第一加热器E15，一精塔二级预热进料F219的加热介质为一精塔再沸器E33的一精塔蒸汽凝水F227，冷却后得到一精塔外排凝水F228送至界区外锅炉回收利用。

[0169] 一精塔再沸器加热蒸汽F226为新鲜蒸汽，冷凝得到一精塔蒸汽凝水F227，经一精塔进料第二预热器E32冷却后得到一精塔外排凝水F228，并送至界区外作为锅炉补水回收利用。

[0170] 二精塔E22进料分别为二精塔进料F207和一精塔塔顶采出F221，塔釜采出的二精塔釜采F215经二精塔进料预热器E27冷却后得到二精塔废醪液F216，送至废醪液处理单元，二精塔再沸器E28的加热介质为一精塔顶汽F220。

[0171] 二精塔顶汽F208送至压缩机E29完成机械增压操作，分别得到二精塔加压回流汽F212和二精塔加压吸附汽F209两部分，二精塔加压回流汽F212用于加热粗塔再沸器E24，凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22塔顶回流口，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26继续冷凝回收，二精塔加压吸附汽F209作为二精塔E22塔顶汽相采出，送至吸附脱水单元的吸附器。

[0172] 精馏单元的操作条件：当控制二精塔塔釜温度100℃，即含有DDGS有效成分的二精塔废醪液F216的处理温度100℃，二精塔的塔压降为0.025MPa，二精塔釜采F215的酒度0.05％，二精塔顶汽F208的物料酒度为96％的操作条件下，对应的二精塔顶汽F208温度为
71℃，经压缩比2.4的单级压缩机E29机械增压，二精塔加压吸附汽F209及二精塔加压回流汽F212饱和冷凝温度为94℃；另外，由于二精塔加压回流汽F212用于粗塔再沸器加热，当控制粗塔顶汽F201温度65℃，粗塔顶汽F201的酒度75％，粗塔废醪液F205的酒度为0.03％，塔压降为0.025MPa时，对应的粗塔塔釜温度为90℃。

[0173] 由于该操作过程中的废醪液操作温度低于100℃，使后续废醪液处理单元利用废醪液生产的DDGS产品所需的营养成分损失少，产品质量提高，同时，二精塔E22与粗塔E21实现热量耦合实现了多级热耦合精馏工艺，另外，加上一精塔E23与二精塔E22也实现热量耦合，使该工艺仅一精塔E23操作过程需要新鲜蒸汽，粗塔E21和二精塔E22操作过程均利用二次物料蒸汽，不需要新鲜蒸汽，MVR系统中使用的蒸汽压缩机采用能耗效率最高的单级压缩机。

[0174] 3.吸附脱水单元

[0175] 来自精馏单元的二精塔加压吸附汽F209送入吸附器AE35或吸附器BE36,两台吸附器AE35和吸附器BE36切换操作，一台吸附器进行吸附操作时，另一台进行解吸再生操作，通过吸附器吸附操作将二精塔加压吸附汽F209物料中的大部分水分吸附脱除后，得到燃料乙醇汽F301，送至产品冷凝器E37冷凝，凝液为燃料乙醇产品F302，达到GB18350变性燃料乙醇国家标准。产品冷凝器E37冷却介质为醪液制备单元的待预热粉浆F118，加热得到预热粉浆F119返回醪液制备单元。

[0176] 当吸附器AE35或吸附器BE36吸附饱和后，进入解吸再生操作。解吸再生过程吸附器产生的再生汽F303送至再生冷凝器E38冷凝，得到的再生淡酒F304送回精馏单元回收，再生尾汽F305送至吸附真空系统E39。吸附器AE35和吸附器BE36采用绝热吸附操作，吸附压力为二精塔加压吸附汽F209的操作压力，再生解吸压力范围:-0.05Mpa。

[0177] 本实施例的精馏单元及吸附脱水单元生产吨燃料乙醇产品的新鲜蒸汽消耗为1.2吨。

[0178] 4.废醪液处理单元

[0179] 液固分离操作。来自精馏单元的粗塔废醪液F205与二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元混合得到废醪液F401，送至固液分离机E42进行液固分离操作，得到的湿糟F403经输送绞龙E43，与二效浓缩液F416(即为清液多效蒸发的最终浓缩液)混合送至干燥机E52进行干燥操作，清液F402送至清液多效蒸发浓缩部分的三效蒸发器E48浓缩。

[0180] 湿糟干燥操作。湿糟F403与二效浓缩液F416混合物料经干燥机E52干燥，得到符合国家产品标准GB/T25866-2010的DDGS产品F404。干燥机尾汽F405送至清液多效蒸发浓缩部分的一效蒸发器E44作为加热介质再利用，干燥机加热蒸汽F406为新鲜蒸汽，产生的干燥机加热蒸汽凝水F407送至干燥凝水闪蒸罐E41，闪蒸凝水F408返回界区外锅炉再利用，排放的蒸汽凝水闪蒸汽F409送至二效蒸发器E46作为加热介质。

[0181] 清液多效蒸发浓缩操作。清液采用三效的多效蒸发浓缩工艺。干燥过程排放的干燥机尾汽F405送至一效蒸发器E44作为加热介质，产生的一效凝水F411送至蒸发凝水罐E51，一效闪蒸罐E45排放的一效浓缩液F413送至二效蒸发器E46进一步浓缩，一效闪蒸罐E45排放的一效闪蒸汽F412与蒸汽凝水闪蒸汽F409混合后作为加热介质送至二效蒸发器E46；二效蒸发器E46排放的二效凝水F414也送至蒸发凝水罐E51，二效闪蒸罐E47排出的二效浓缩液F416的固含物含量为35％，为清液多效蒸发的最终浓缩液，与湿糟F403混合后，送至干燥机E52干燥，二效闪蒸汽F415作为加热热源继续送至三效蒸发器E48；三效蒸发器E48排放的三效凝水F417继续送至蒸发凝水罐E51，三效闪蒸罐E49排放的三效浓缩液F419再返回送至一效蒸发器E44继续浓缩，三效闪蒸汽F418送至末效冷凝器E50，末效冷凝器凝水F420也送至蒸发凝水罐E51收集，末效冷凝器尾汽F421送至蒸发真空系统E53，控制多效蒸发浓缩系统的操作压力。蒸发凝水罐E51排放的回用蒸发凝水F422作为拌料水送至醪液制备单元回收利用，剩余的蒸发凝水作为需要深度处理凝水F423送至废水深化处理装置。

[0182] 废醪液处理单元的操作条件：当成熟醪酒度≥18％，浓缩液及湿糟的固含量≥38％，各效蒸发器的加热介质与浓缩液的温差为10℃，一效蒸发器E44的冷凝操作温度为85℃，二效蒸发器E46的冷凝操作温度为75℃，末效冷凝器E50的冷凝操作温度为65℃，使用室外温度条件下的冷却装置生产的常规循环冷却水进行冷凝操作。

[0183] 本实施例通过低能阶蒸汽的多效多级利用，使清液浓缩过程不消耗新鲜蒸汽，废醪液处理单元可以实现DDGS产品达标，DDGS产品的质量色泽明显改善，稳定达到1级，生产吨DDGS的新鲜蒸汽消耗小于1.85吨，清液回配为零，回收率100％。

[0184] 本实施例通过采用一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法所涉及的低温拌料液化、MVR、多级热耦合精馏及清液低温多效浓缩等技术，解决了目前燃料乙醇精制过程采用的多级热耦合精馏工艺，不可避免的含有固相糟废醪液物料受热温度较高，精馏生产装置的再沸器及塔盘易结疤，生产不稳定，以及后续废醪液回收固相物，生产DDGS产品的颜色黑，色号不达标，营养组分损失，影响DDGS产品质量等行业难题，实现了燃料乙醇生产过程的低能耗，废醪液的清液零回配、零排放，废醪液回收单元生产的DDGS产品的质量色泽明显改善，稳定达到1级，生产吨燃料乙醇产品及副产优质的DDGS产品的综合效益增加至少55元，工业实施经济效益显著，符合清洁低碳生产过程，工业应用前景广阔。

[0185] 实施例3

[0186] 采用玉米为原料生产燃料乙醇产品及DDGS产品，生产过程主要包括醪液制备单元、精馏单元、吸附脱水单元及废醪液处理单元,操作流程参见图1-醪液制备单元流程图、图2-精馏单元流程图、图3-吸附脱水单元流程图、图4-废醪液处理单元流程图，以及图1、图2、图3及图4中涉及的设备标记号及名称。生产实施方式说明如下：

[0187] 1.醪液制备单元

[0188] 制备粉浆。将玉米原料F101送入粉碎机E11粉碎，粉碎料F102送入拌料器E12，同时加入预热拌料水F111、液化酶F112及营养盐氨水F113，得到粉浆F103送入拌料罐E13，拌料罐E13送出的待预热粉浆F118经吸附脱水单元的产品冷凝器E37加热，得到预热粉浆F119返回醪液制备单元，并分为循环粉浆F120及粉浆出料F121两部分，粉浆出料F121送至液化罐E14，循环粉浆F120返回拌料罐E13。

[0189] 制备液化醪。液化罐E14送出的液化醪F104，首先通过拌料水第一加热器E15冷却得到一级冷却液化醪F105，再通过成熟醪预热器E16冷却得到二级冷却液化醪F106，送入发酵罐E17，同时添加糖化酶F114和酵母F115。通过第一加热器E15使液化醪物料放出的热量用于加热拌料水F110，得到预热拌料水F111，通过成熟醪预热器E16使液化醪物料放出的热量用于加热成熟醪F107，得到预热成熟醪F117。

[0190] 制备成熟醪。发酵罐E17采出的成熟醪F107经成熟醪预热器E16预热后得到预热成熟醪F117，并送入精馏单元，另外，发酵罐E17同时排放二氧化碳F108，并送至回收装置。

[0191] 醪液制备单元的主要操作条件：拌料罐E13的操作温度79℃，液化罐E14的液化温度为84℃，液化时间为2.8小时，液化罐E14的操作温度由粉浆F103的物料温度、预热粉浆F119的物料温度、循环粉浆F120流量与粉浆出料F121流量比例等工艺条件调整控制，发酵罐E17的发酵时间为60小时，发酵温度为30℃，成熟醪F107的酒度为16％。

[0192] 本实施例醪液制备单元的新鲜蒸汽消耗为0。

[0193] 2.精馏单元

[0194] 来自醪液制备单元的预热成熟醪F117经粗塔冷凝器E25再预热后，送入粗塔E21的进料口，粗塔顶汽F201，送至粗塔冷凝器E25冷凝，排放的粗塔尾汽F202送至粗塔后冷器E26继续冷凝，粗塔后冷器尾汽F204送至精馏真空系统E34。粗塔顶采F203、二精塔侧采F217及吸附脱水单元的再生淡酒F304物料混合后，依次经一精塔进料第一预热器E31、一精塔进料第二预热器E32预热后送至一精塔E23进料口。

[0195] 粗塔再沸器E24的加热介质为二精塔加压回流汽F212，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26冷凝回收，凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22的回流口。

[0196] 粗塔侧线采出F206经二精塔进料预热器E27预热后得到二精塔进料F207，并送入二精塔E22进料口，二精塔进料预热器E27加热介质为二精塔釜采F215，二精塔釜采F215冷却后得到的含有固相物的二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元，粗塔E21塔釜排放的含有固相物的粗塔废醪液F205也送至废醪液处理单元。

[0197] 一精塔E23的进料为一精塔二级预热进料F219，包括粗塔顶采F203、再生淡酒F304及二精塔侧采F217，一精塔顶汽F220作为加热介质送至二精塔再沸器E28，二精塔再沸器尾汽F223送至粗塔后冷器E26回收，部分凝液作为一精塔回流F222返回一精塔塔顶，剩余的部分凝液作为一精塔塔顶采出F221送至二精塔E22进一步精制。一精塔釜采F224为工艺废水，经一精塔进料第一预热器E31冷却后得到一精塔废水F225，送至醪液制备单元拌料水第一加热器E15。

[0198] 一精塔一级预热进料F218的加热介质为一精塔釜采F224，冷却后得到一精塔废水F225、新鲜水补水F109和回用蒸发凝水F422混合后得到拌料水F110，送至醪液制备单元的拌料水第一加热器E15，一精塔二级预热进料F219的加热介质为一精塔再沸器E33的一精塔蒸汽凝水F227，冷却后得到一精塔外排凝水F228送至界区外锅炉回收利用。

[0199] 一精塔再沸器加热蒸汽F226为新鲜蒸汽，冷凝得到一精塔蒸汽凝水F227，经一精塔进料第二预热器E32冷却后得到一精塔外排凝水F228，并送至界区外作为锅炉补水回收利用。

[0200] 二精塔E22进料分别为二精塔进料F207和一精塔塔顶采出F221，塔釜采出的二精塔釜采F215经二精塔进料预热器E27冷却后得到二精塔废醪液F216，送至废醪液处理单元，二精塔再沸器E28的加热介质为一精塔顶汽F220。

[0201] 二精塔顶汽F208送至压缩机E29完成机械增压操作，分别得到二精塔加压回流汽F212和二精塔加压吸附汽F209两部分，二精塔加压回流汽F212用于加热粗塔再沸器E24，凝液作为二精塔回流液F213返回二精塔E22塔顶回流口，粗塔再沸器尾汽F214送至粗塔后冷器E26继续冷凝回收，二精塔加压吸附汽F209作为二精塔E22塔顶汽相采出，送至吸附脱水单元的吸附器。

[0202] 精馏单元的操作条件：当控制二精塔塔釜温度95℃，即含有DDGS有效成分的二精塔废醪液F216的处理温度95℃，二精塔的塔压降为0.03MPa，二精塔釜采F215的酒度0.05％，二精塔顶汽F208的物料酒度为93％的操作条件下，对应的二精塔顶汽F208温度为
69℃，经压缩比2.0的单级压缩机E29机械增压，二精塔加压吸附汽F209及二精塔加压回流汽F212饱和冷凝温度为86℃；另外，由于二精塔加压回流汽F212用于粗塔再沸器加热，当控制粗塔顶汽F201温度54℃，粗塔顶汽F201的酒度65％，粗塔废醪液F205的酒度为0.03％，塔压降为0.025MPa时，对应的粗塔塔釜温度为80℃。

[0203] 由于该操作过程中的废醪液操作温度低于95℃，使后续废醪液处理单元利用废醪液生产的DDGS产品所需的营养成分损失少，产品质量提高，同时，二精塔E22与粗塔E21实现热量耦合实现了多级热耦合精馏工艺，另外，加上一精塔E23与二精塔E22也实现热量耦合，使该工艺仅一精塔E23操作过程需要新鲜蒸汽，粗塔E21和二精塔E22操作过程均利用二次物料蒸汽，不需要新鲜蒸汽，MVR系统中使用的蒸汽压缩机采用能耗效率最高的单级压缩机。

[0204] 3.吸附脱水单元

[0205] 来自精馏单元的二精塔加压吸附汽F209送入吸附器AE35或吸附器BE36,两台吸附器AE35和吸附器BE36切换操作，一台吸附器进行吸附操作时，另一台进行解吸再生操作，通过吸附器吸附操作将二精塔加压吸附汽F209物料中的大部分水分吸附脱除后，得到燃料乙醇汽F301，送至产品冷凝器E37冷凝，凝液为燃料乙醇产品F302，达到GB18350变性燃料乙醇国家标准。产品冷凝器E37冷却介质为醪液制备单元的待预热粉浆F118，加热得到预热粉浆F119返回醪液制备单元。

[0206] 当吸附器AE35或吸附器BE36吸附饱和后，进入解吸再生操作。解吸再生过程吸附器产生的再生汽F303送至再生冷凝器E38冷凝，得到的再生淡酒F304送回精馏单元回收，再生尾汽F305送至吸附真空系统E39。吸附器AE35和吸附器BE36采用绝热吸附操作，吸附压力为二精塔加压吸附汽F209的操作压力，再生解吸压力范围:-0.085Mpa。

[0207] 本实施例的精馏单元及吸附脱水单元生产吨燃料乙醇产品的新鲜蒸汽消耗为1.25吨。

[0208] 4.废醪液处理单元

[0209] 液固分离操作。来自精馏单元的粗塔废醪液F205与二精塔废醪液F216送至废醪液处理单元混合得到废醪液F401，送至固液分离机E42进行液固分离操作，得到的湿糟F403经输送绞龙E43，与二效浓缩液F416(即为清液多效蒸发的最终浓缩液)混合送至干燥机E52进行干燥操作，清液F402送至清液多效蒸发浓缩部分的三效蒸发器E48浓缩。

[0210] 湿糟干燥操作。湿糟F403与二效浓缩液F416混合物料经干燥机E52干燥，得到符合国家产品标准GB/T25866-2010的DDGS产品F404。干燥机尾汽F405送至清液多效蒸发浓缩部分的一效蒸发器E44作为加热介质再利用，干燥机加热蒸汽F406为新鲜蒸汽，产生的干燥机加热蒸汽凝水F407送至干燥凝水闪蒸罐E41，闪蒸凝水F408返回界区外锅炉再利用，排放的蒸汽凝水闪蒸汽F409送至二效蒸发器E46作为加热介质。

[0211] 清液多效蒸发浓缩操作。清液采用三效的多效蒸发浓缩工艺。干燥过程排放的干燥机尾汽F405送至一效蒸发器E44作为加热介质，产生的一效凝水F411送至蒸发凝水罐E51，一效闪蒸罐E45排放的一效浓缩液F413送至二效蒸发器E46进一步浓缩，一效闪蒸罐E45排放的一效闪蒸汽F412与蒸汽凝水闪蒸汽F409混合后作为加热介质送至二效蒸发器E46；二效蒸发器E46排放的二效凝水F414也送至蒸发凝水罐E51，二效闪蒸罐E47排出的二效浓缩液F416的固含物含量为35％，为清液多效蒸发的最终浓缩液，与湿糟F403混合后，送至干燥机E52干燥，二效闪蒸汽F415作为加热热源继续送至三效蒸发器E48；三效蒸发器E48排放的三效凝水F417继续送至蒸发凝水罐E51，三效闪蒸罐E49排放的三效浓缩液F419再返回送至一效蒸发器E44继续浓缩，三效闪蒸汽F418送至末效冷凝器E50，末效冷凝器凝水F420也送至蒸发凝水罐E51收集，末效冷凝器尾汽F421送至蒸发真空系统E53，控制多效蒸发浓缩系统的操作压力。蒸发凝水罐E51排放的回用蒸发凝水F422作为拌料水送至醪液制备单元回收利用，剩余的蒸发凝水作为需要深度处理凝水F423送至废水深化处理装置。

[0212] 废醪液处理单元的操作条件：当成熟醪酒度≥18％，浓缩液及湿糟的固含量≥38％，各效蒸发器的加热介质与浓缩液的温差为15℃，一效蒸发器E44的冷凝操作温度为85℃，二效蒸发器E46的冷凝操作温度为70℃，末效冷凝器E50的冷凝操作温度为55℃，使用室外温度条件下的冷却装置生产的常规循环冷却水进行冷凝操作。

[0213] 本实施例通过低能阶蒸汽的多效多级利用，使清液浓缩过程不消耗新鲜蒸汽，废醪液处理单元可以实现DDGS产品达标，DDGS产品的质量色泽明显改善，稳定达到1级，生产吨DDGS的新鲜蒸汽消耗小于1.90吨，清液回配为零，回收率100％。

[0214] 本实施例通过采用一种基于优质DDGS产品的燃料乙醇生产方法所涉及的低温拌料液化、MVR、多级热耦合精馏及清液低温多效浓缩等技术，解决了目前燃料乙醇精制过程采用的多级热耦合精馏工艺，不可避免的含有固相糟废醪液物料受热温度较高，精馏生产装置的再沸器及塔盘易结疤，生产不稳定，以及后续废醪液回收固相物，生产DDGS产品的颜色黑，色号不达标，营养组分损失，影响DDGS产品质量等行业难题，实现了燃料乙醇生产过程的低能耗，废醪液的清液零回配、零排放，废醪液回收单元生产的DDGS产品的质量色泽明显改善，稳定达到1级，生产吨燃料乙醇产品及副产优质的DDGS产品的综合效益增加至少60元，工业实施经济效益显著，符合清洁低碳生产过程，工业应用前景广阔。

[0215] 尽管上面结合附图对本发明进行了描述，但是本发明并不局限于上述的具体实施方式，上述的具体实施方式仅仅是示意性的，而不是限制性的，本领域的普通技术人员在本发明的启示下，在不脱离本发明宗旨的情况下，还可以做出很多变形，这些均属于本发明的保护之内。

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