相关申请的交叉引用
本专利申请要求2009年7月15日提交的美国临时专利申请61/225,662 的优先权，将所述文献全文以引用方式并入本文。
发明领域
提供了用于从包含丁醇的有机相中回收丁醇的方法，所述有机相得自 萃取发酵过程。具体地讲，提供了用于从包含丁醇、水、与水不混溶的有机 萃取剂和任选的不可冷凝气体的混合物中分离丁醇的方法。
发明背景
丁醇是一种重要的工业化学品，具有多种用途，例如用作燃料添加 剂，用作柴油燃料的共混组分，在塑料工业中用作原料化学品，以及在食品 和调味料工业中用作食品级萃取剂。每年，通过石化方法生产出100-120亿 磅丁醇。随着对丁醇的预期需求增加，对通过发酵由可再生资源如玉米、甘 蔗或纤维质进料生产丁醇的关注不断增加。
在制备丁醇的发酵方法中，就地产物移除有利地降低了丁醇对微生物 的抑制，并且通过控制发酵液中的丁醇浓度改善了发酵速率。就地产物移除 技术包括反萃取、吸附、全蒸发、膜溶剂萃取和液-液萃取。在液-液萃取 中，使萃取剂与发酵液接触以使丁醇在发酵液与萃取相之间分配。通过分离 方法，例如通过蒸馏回收丁醇和萃取剂。在回收方法中，丁醇还能够与任何 水、不可冷凝气体、和/或发酵副产物分离，所述发酵副产物通过使用萃取 剂可能已经从发酵液中移除。
用于从包含丁醇的萃取剂相中回收丁醇的方法，所述萃取剂相通过从 发酵液中就地移除产物而获得。期望用于回收基本上不含水并且基本上不含 萃取剂的丁醇的经济型方法。还期望使萃取剂的降解最小化的分离方法。
发明概述
本发明提供了用于从包含与水不混溶的有机萃取剂、水、丁醇和任选 的不可冷凝气体的进料中分离出丁醇的方法，所述丁醇选自1-丁醇、异丁 醇、以及它们的混合物。
在一个方面，本发明是包括以下步骤的方法：
a)将进料引入到第一蒸馏塔中，所述进料包含：
(i)与水不混溶的有机萃取剂，
(ii)水，
(iii)至少一种丁醇异构体，和
(iv)任选的不可冷凝气体，
其中所述第一蒸馏塔包括反萃取段和在反萃取段上方的引入点处任 选的精馏段，所述第一蒸馏塔在所述反萃取段中的预定点处具有操 作温度T1和操作压力P1，其中选择T1和P1以产生第一塔底流和第 一塔顶蒸气流，所述第一塔底流包含所述与水不混溶的有机萃取剂 和水并且基本上不含丁醇，而所述第一塔顶蒸气流包含水、丁醇和 任选的不可冷凝气体；
b)冷凝所述第一塔顶蒸气流以产生气相，并且回收第一混合冷凝物， 其中所述第一混合冷凝物包含
(i)丁醇相，所述丁醇相包含丁醇、小于约30重量％的水；和
(ii)水相，所述水相包含水和小于约10重量％的丁醇；
c)将至少一部分所述水相引入到所述第一蒸馏塔；
d)将所述丁醇相的第一部分引入到具有至少反萃取段的第二蒸馏塔 中；并且
e)运行所述第二蒸馏塔以产生第二塔底流和第二塔顶蒸气流，所述第 二塔底流包含丁醇并且基本上不含水，所述第二塔顶蒸气流包含丁 醇和水；
其中，选择萃取剂使得它(A)比水优先溶解丁醇，并且(B)可通过蒸馏 与丁醇分离。
附图简述
图1示出了可用于实施本发明方法的体系的一个实施方案。
图2示出了用于将本发明方法建模的方法示意图。
发明详述
申请人特别将所有引用的参考文献的完整内容引入本公开内容中。此 外，当数量、浓度或其它数值或参数以范围、优选范围或优选上限数值和优 选下限数值的列表形式给出时，它应理解为具体地公开由任何范围上限或优 选数值和任何范围下限或优选数值的任何一对所构成的所有范围，而不管所 述范围是否被单独地公开。凡在本文中给出某一数值范围之处，该范围均旨 在包含其端点，以及位于该范围内的所有整数和分数，除非另行指出。当定 义一个范围时，不旨在将本发明的范围限定于所列举的具体值。
定义
在本公开中使用了下列定义：
如本文所用，“丁醇”特指单独或其混合物形式的丁醇异构体1-丁醇 (1-BuOH)和/或异丁醇(iBuOH或I-BUOH)。2-丁醇和叔-丁醇(1，1-二 甲基乙醇)明确地不包括在本发明内。
如本文所用，“就地产物移除”是指从诸如发酵的生物方法中选择性 移除具体的发酵产物以控制生物方法中的产物浓度。
如本文所用，“发酵液”是指水、糖、溶解固体、悬浮固体、微生物 产生的丁醇、产物丁醇及发酵容器内具有的所有其它材料组分的混合物，其 中产物丁醇通过在微生物的存在下使糖反应生成丁醇、水和二氧化碳 (CO2)而制得。发酵液是两相发酵萃取中的水相。如本文所用，术语“发 酵培养基”可间或与“发酵液”同义使用。
如本文所用，“发酵容器”是指其中进行发酵反应的容器，产物丁醇 通过发酵反应由糖制备。本文中术语“发酵罐”可与“发酵容器”同义使 用。
本文所用术语“有效滴度”是指每升发酵培养基通过发酵产生的丁醇 的总量。丁醇的总量包括：(i)发酵培养基中的丁醇量；(ii)从有机萃取 剂中回收的丁醇量；和(iii)当采用汽提时从气相中回收的丁醇量。
如本文所用，术语“水相滴度”是指发酵液中的丁醇浓度。
如本文所用，“反萃取”是指将挥发组分的全部或部分由液体股流转 移至气体股流中的作用。
如本文所用，“反萃取段”是指其中发生反萃取操作的接触装置的那 部分。
如本文所用，“精馏”是指将所有或部分可冷凝组分由气态物流转变 成液态物流以使较低沸点的组分与较高沸点组分分离并且纯化的作用。
如本文所用，“精馏段”是指进料点上方的蒸馏塔段，即塔中位于进 料物流进入点上方的发生精馏操作的塔盘或或填料材料。
如本文所用，术语“分离”与“回收”同义，并且是指从初始混合物 中移除化合物以获得纯度或浓度比初始混合物中的所述化合物纯度或浓度更 高的化合物。
术语“与水不混溶的”是指化学组分如萃取剂或溶剂不能够以形成单 一液相的形式与水溶液如发酵液混合。
如本文所用，术语“萃取剂”是指用于从发酵液中萃取丁醇的一种或 多种有机溶剂。
如本文所用，术语“有机相”是指通过使发酵液与与水不混溶的有机 萃取剂接触而获得的两相混合物中的非水性相。
本文所用术语“脂肪酸”是指具有一条C7-C22碳原子的长脂肪链的羧 酸，其中的脂肪链为饱和的或不饱和的。
本文所用术语“脂肪醇”是指具有一条C7-C22碳原子的长脂肪链的 醇，其中的脂肪链为饱和的或不饱和的。
本文所用术语“脂肪醛”是指具有一条C7-C22碳原子的长脂肪链的 醛，其中的脂肪链为饱和的或不饱和的。
不可冷凝气体是指在本文所述方法的操作温度下不冷凝的气体。
在本发明方法中用作进料的包含丁醇的萃取物流包括得自萃取发酵的 任何有机相，其中丁醇作为发酵产物制得。典型的包含丁醇的萃取物流包括 “干磨”或“湿磨”发酵过程中产生的那些，其中采用发酵液与有机萃取剂 的液-液萃取，实施就地产物移除。萃取后，萃取物流通常包含丁醇、水和 萃取剂。所述萃取物流可任选包含不可冷凝气体，所述不可冷凝气体可以是 惰性气体或在本发明操作条件下与其它进料组分不反应的气体。此类气体可 选自以下气体，例如二氧化碳、氮气、氢气、惰性气体如氩气、或这些中任 何的混合物。所述萃取物流还可任选包含发酵副产物，所述发酵副产物具有 足够的溶解度以分配到萃取剂相中。在本发明方法中可用作进料的包含丁醇 的萃取物流包括具有以下特征的物流：进料中的丁醇浓度按所述进料的重量 计为约0.1重量％至约40重量％，例如约2重量％至约40重量％，例如约5 重量％至约35重量％。根据萃取的效率，发酵液中丁醇的水相滴度可为例 如约5g/L至约85g/L，或约10g/L至约40g/L。
所述萃取剂为与水不混溶的有机溶剂或溶剂混合物，其具有使得它可 用于将丁醇从发酵液中萃取出来的特征。萃取剂以例如至少1.1∶1的浓度比 率比水相优先分配丁醇，使得在丁醇水溶液室温萃取评定时，萃取剂相中的 丁醇浓度是水相中的至少1.1倍。优选地，萃取剂以至少2∶1的浓度比率比 水相优先分配丁醇，使得在丁醇水溶液室温萃取评定时，萃取剂相中的丁醇 浓度为水相中的至少两倍。
为在丁醇回收方法中具有实际用途，萃取剂可通过蒸馏与丁醇分离， 大气压下具有比丁醇回收温度高至少约30摄氏度，或例如高至少约40度， 或例如高至少约50度的沸点。
所述萃取剂包括至少一种选自下列的溶剂：C7-C22脂肪醇、C7-C22脂肪 酸、C7-C22脂肪酸的酯、C7-C22脂肪醛、C7-C22脂肪酰胺、以及它们的混合 物。适宜的有机萃取剂还选自油醇(CAS No.143-28-2)、二十二醇(CAS No.661-19-8)、鲸蜡醇(CAS No.36653-82-4)、月桂醇(还被称为1-十 二烷醇)(CAS No.112-53-8)、肉豆蔻醇(112-72-1)、硬脂醇(CAS No. 112-92-5)、1-十一醇(CAS No.112-42-5)、油酸(CAS No.112-80-1)、 月桂酸(CAS No.143-07-7)、肉豆蔻酸(CAS No.544-63-8)、硬脂酸 (CAS No.57-11-4)、肉豆蔻酸甲酯(CAS No.124-10-7)、油酸甲酯 (CAS No.112-62-9)、十一醛(CAS No.112-44-7)、月桂醛(CAS No. 112-54-9)、2-甲基十一醛(CAS No.110-41-8)、油酰胺(CAS No.301- 02-0)、亚油酰胺(CAS No.3999-01-7)、棕榈酰胺(CAS No.629-54-9) 和硬脂酰胺(CAS No.124-26-5)、以及它们的混合物。在一些方面，所述 萃取剂包含油醇。适宜的溶剂描述于美国专利申请公布2009030537以及美 国申请号12/759,283和12/758,870(均提交于2010年4月13日)中，这些 专利均以引用方式并入本文。
这些有机萃取剂有多种商品化来源，例如Sigma-Aldrich (St.Louis， MO)，其商品有多种等级，其中许多可适用于制备或回收丁醇的萃取发酵。 工业级商品包含化合物的混合物，包括所期望的组分以及高级和低级脂肪组 分。例如，一种可商购获得的工业级油醇包含约65％的油醇和一种高级脂 肪醇和低级脂肪醇的混合物。
本发明提供了从包含与水不混溶的有机萃取剂、水、丁醇和任选的不 可冷凝气体的进料中分离或回收丁醇的方法。通过蒸馏和滗析的组合，实现 从进料中分离出丁醇。蒸馏涉及使用至少两个蒸馏塔。第一塔与滗析组合， 实现任何不可冷凝气体(如二氧化碳)和丁醇与萃取剂(例如油醇)和水的 分离。将得自第一塔的冷却的塔顶流滗析成两个液相。使得自滗析器的至少 一部分水相返回至第一塔；也使一部分有机相返回至第一塔。第二塔实现丁 醇与水的分离，并且提供基本上不含水的丁醇塔底流。“基本上不含水”是 指塔底流中存在小于约0.01重量％的水。
通过参照图1可理解本发明的方法，图1示出了可用于实施本发明方 法的体系的一个实施方案。将得自发酵萃取方法中的发酵容器(未示出)或 萃取器(未示出)的进料流100自高于反萃取段的进料点处引入到第一蒸馏 塔500中，所述第一蒸馏塔具有反萃取段和任选的精馏段。蒸馏所述进料流 100以提供第一塔底流110和第一塔顶蒸气流170，所述第一塔顶蒸气流包 含水、丁醇以及任何不可冷凝气体(如果存在于进料中的话)。选择塔500 反萃取段内预定点处的操作温度T1和操作压力P1，以提供包含萃取剂和丁 醇并且基本上不含水的第一塔底流110。“基本上不含丁醇”是指丁醇在塔 底110中占不超过0.01重量％。所述蒸馏塔500可为任何常规塔，具有至少 一个进料入口、塔顶蒸气出口、塔底流出口、加热部件、和足够的塔板数， 以实现丁醇与萃取剂的分离。当期望物流130中的油醇损失最少时需要精馏 段，并且可与或不与有机回流物流150混合使用。在其中萃取剂包含油醇的 情况下，蒸馏塔500应具有包括再沸器在内的至少5个塔板。
所述第一塔底流110可包含约3至约12重量％的水，和小于约0.01重 量％的丁醇。为确保塔底流110基本上不含丁醇，应选择流至蒸馏塔500的 水回流物与有机回流物的比率，使得水回流物(物流160)超过有机回流物 (物流150)，其比率高于共沸物中水与有机组合物的比率。所述方法还可 包括将得自第一蒸馏塔的塔底流110引入到发酵容器(未示出)中。作为另 外一种选择，可分离塔底流110(未示出)以获得包含水的塔底水相和包含 萃取剂的塔底有机相，将至少一部分塔底有机相引入到发酵容器中，并且任 选将至少一部分塔底水相引入到相同或不同的发酵容器中。可通过例如冷却 塔底流110直至发生相分离来实现分离。这些选项提供了将得自丁醇回收过 程的第一塔底流110再循环回至萃取发酵过程的途径。
任选将包含水、蒸气或它们混合物的附加物流105自沿所述塔的任何 点处引入到第一蒸馏塔500中。如果使用水，优选将水与以液体回流物形式 返回的含水物流160一起加入。如果使用蒸气，优选将蒸气加入到反萃取 段，或自塔底加入。物流105的加入点可与进料流100的加入点相同或不 同。返回至塔的总水量是含水物流160和任选物流105之和，并且应选择返 回至塔的总水量，以足以在所有塔板内保持液态水。还应选择任何加入的 水、蒸气或它们的混合物的量，使得与含水物流160混合，返回至塔的总水 量超过返回至塔的丁醇物流150，其比率大于共沸物中含水组合物与有机组 合物的比率。
来自第一蒸馏塔的所述塔顶蒸气流170可包含至多约65.6重量％的丁 醇和最少约32.5重量％的水。塔底物流包含已经存在于进料中的不可冷凝 气体。物流170在冷凝器550中冷凝，提供包含冷凝的液体丁醇和冷凝的液 态水的第一混合冷凝物流175。物流175还包含存在于进料中的任何不可冷 凝气体。所述冷凝器550可具有任何常规的设计。
将混合的冷凝物流175引入到滗析器700中，并且使其分离成丁醇液 相和液体水相。滗析器的温度优选保持等于或低于约40℃，以降低由不可 冷凝气体汽提的丁醇和水的量。丁醇液相(较轻的液相)(顶部液相)可包 含小于约30重量％，或约16至约30重量％的水，并且还可包含到达塔500 塔顶的小于约0.001重量％的残余萃取剂。通过采用塔500中的精馏段，可 使丁醇相中的萃取剂分数最小化。液体水相包含小于约10重量％，或约3 至约10重量％的丁醇。所述滗析器可具有任何常规的设计。
当进料中存在不可冷凝气体如二氧化碳时，不可冷凝气体存在于物流 170和物流175中。如图1中所示，可从所述方法中清除至少一部分包含不 可冷凝气体的气相，其中显示包含不可冷凝气体的清除气流210离开滗析器 700。
将至少一部分水相160自滗析器700引入到第一蒸馏塔500中。可将水 相160以回流物形式引入到塔中，并且通常包括在滗析器中分离的所有水 相。将物流160引入到塔底500中，降低了塔温，并且确保水存在于塔底流 中。这是有利的，因为较高的塔温可造成塔底萃取剂降解，尤其是在其中存 在发酵副产物如有机酸并且萃取剂包含官能团如不饱和碳-碳键(在油醇情 况下)的情况下。应避免萃取剂降解，因为它可造成萃取发酵过程效率下 降。
所述方法还可任选包括将得自滗析器的至少一部分水相引入到发酵容 器(未示出)中。这可提供将得自丁醇回收过程的一部分水再循环回至萃取 发酵过程的方法。然而，通常优选使水经由其中丁醇含量较低的物流110再 循环回至发酵罐。
将离开滗析器的丁醇相120分成两个部分。将所述丁醇相的第一部分 (物流130)自反萃取段上方的进料点引入到具有反萃取段的第二蒸馏塔 800中。蒸馏物流130以提供包含丁醇的第二塔底流420，和包含丁醇和水 的第二塔顶蒸气流180。运转第二蒸馏塔，以提供基本上不含水的塔底流 420。“基本上不含水”是指塔底420包含小于约0.01重量％的水。蒸馏塔 800可为任何常规塔，具有至少一个进料入口、塔顶蒸气出口、塔底流出 口、加热部件、反萃取段、和足够的塔板数，以实现所需的分离。塔800应 具有包括再沸器在内的至少6个塔板。
将所述丁醇相的第二部分(物流150)引入到第一蒸馏塔500中。物流 150可以回流物形式引入到所述塔中。将物流150以回流物形式引入到塔 500中，将抑制塔500气相物流170中的萃取剂损失。物流150与物流120 的比率可在0.1至50重量％范围内。
得自第二蒸馏塔800的塔顶蒸气流180包含约66.5重量％的丁醇和约 32.5重量％的水。物流180在冷凝器850中冷凝，以提供包含丁醇和水的第 二冷凝物流185。所述冷凝器850可具有任何常规的设计。可通过例如将第 二冷凝物流185加入到滗析器700中，将至少一部分第二冷凝物流185引入 到第一混合冷凝物流中。然后使混合的第一混合冷凝物流和第二冷凝物流分 离成丁醇液相和液体水相，并且可如上文所述，清除不可冷凝气体。
塔顶蒸气流180还可包含挥发性发酵副产物如乙醛。可任选将至少一 部分物流180清除出所述方法(未示出)，以移除丁醇回收过程中的挥发性 发酵副产物。
预计较高沸点的萃取剂的混合物以与单一的萃取剂基本上相似的方式 工作，前提条件是所述混合物的沸点或混合物中最低沸点溶剂的沸点显著高 于水和丁醇的沸点，例如高至少约30度。
用于分离或回收丁醇的本发明方法提供丁醇，已知其具有与汽油相似 的能含量，并能与任何化石燃料混合。丁醇是优选的燃料或燃料添加剂，因 为它在标准内燃机中燃烧时仅生成CO2并且几乎不产生或根本不产生SOX或NOX。另外，丁醇的腐蚀性不及乙醇，是目前为止最优选的燃料添加 剂。
除了其作为生物燃料或燃料添加剂的用途之外，根据本发明方法回收 的丁醇还具有影响新兴燃料电池工业中氢分配问题的潜在可能。如今，由于 氢的运输和分配存在安全隐患，燃料电池饱受困扰。可以容易地对丁醇重整 其氢含量，并且可以通过现有的加油站以燃料电池或汽车所需的纯度进行分 配。此外，本发明方法回收得自植物衍生碳源的丁醇，避免了与标准丁醇生 产石化工艺相关联的不利环境影响。
用于分离或回收丁醇的本发明方法的一个优点在于，通过使一部分水 相自滗析器回至第一塔，可使第一塔内的温度保持较低，例如在任何条件下 低于约140℃，并且在大气压下操作的情况下，接近100℃。较低的温度避 免或减少了与塔相关联的换热器故障，当塔底流中的萃取剂通过例如与塔底 流中包含的发酵副产物反应或被其催化而降解时，可能发生所述故障。较低 的塔温还使得回收方法更加经济。
另一个优点在于，包含萃取剂的第一塔底流基本上不含丁醇产物，这 有助于在回收过程中获得高收率。基本上不含丁醇还能够任选将第一塔底流 再循环回至发酵过程中。这还简化了其本不应该再循环的处理。
尽管在以上描述中已用具体实施方案来描述了本发明，但本领域的技 术人员将会理解，在不背离本发明必要属性实质的情况下能够作出许多修 改、替代和重新排列。应参考指明本发明范围的所附权利要求书而不是上述 说明书。
可采用所述方法的计算模型论证本发明方法。过程建模是工程师用于 模拟复杂化学过程的公认方法。过程建模软件进行许多必要的工程计算，例 如质量和能量平衡，汽/液平衡以及反应速率计算。蒸馏塔建模是尤其得到 确认的。基于实验确定的二元汽/液平衡和液/液平衡数据的计算能够可靠地 预测多组分混合物的行为。该性能已被扩大，能够使用精确算法如由Joseph Boston of Aspentech，Inc.(Burlington，Mass)研发的“内-外”算法，对复 杂多塔板多组分蒸馏塔建模。商业建模软件如Aspentech的Aspen Plus可与 物理特性数据库如得自American Institute of Chemical Engineers，Inc.(New York，NY)的DIPPR联合使用以产生所述过程的精确模型和评定。
实施例
使用异丁醇作为丁醇异构体并且使用油醇作为萃取剂，通过过程建模 获得实施例。类似的情况将预计获得相似的结果，其中由于异丁醇和1-丁 醇的物理特性数据相似并且水与这些丁醇异构体之间的共沸物异质特性，选 择1-丁醇或1-丁醇和异丁醇的混合物作为丁醇异构体。
表1列出了得自萃取发酵、进入异丁醇产物回收区域的富溶剂物流的 典型进料组成。这些组合物用于将本发明方法建模。在实施例中，术语“富 溶剂物流”与上文所用术语“进料流”同义。
表1：来自萃取器的富溶剂物流的进料组成(以重量百分比为单位)
通过模拟干磨设备，采用获得50MM加仑/年异丁醇的萃取就地产物移 除技术和分别为20和40g/L的发酵液水相滴度来确定富溶剂物流的这些组 成值。假定富溶剂物流与发酵液平衡并且溶剂流量足以满足指定的年产量。
输入以模拟本发明方法实施方案的参数列于表2中，并且符合如图2 中所示的方法示意图。在图2中，“QED10”是指热流，代表经由换热器 52和54的溶剂塔进料与塔底产物间的过程至过程热交换。嵌段60代表混 合两种塔底物流17和18的搅拌器。由过程模型计算出的某些尺寸和功率结 果也列于表2中。这些参数不包括物理特性参数以及涉及收敛和其它计算选 项或或诊断的那些。以基于得自滗析器的有机相12总流量的分流分率来表 示至溶剂塔的有机回流物。
表2：用于本发明方法建模的条件
实施两个实施例以证实本发明方法的操作需求。就每个实施例而言， 在保持两种不同水相滴度的情况下，对得自萃取发酵过程的富溶剂进料流量 和组成进行具体的修正。在每个独立模拟中，塔流量和换热器功率将由于进 料组成的变化而改变。通过比较不同实施例之间的所得资金总额和操作成 本，将富溶剂进料流量和组成对产物回收区域性能的影响量化。然而，这两 个实施例不应被认为是本发明方法的使用极限。
术语“溶剂塔”与上文所用术语“第一蒸馏塔”同义。术语 “BUOHCOL”与上文所用术语“第二蒸馏塔”同义。缩写“OLEYLOH” 是指油醇。
实施例1的物流结果列于表3中。BUOHCOL塔流量和液体质量组成特 征列于表4中。溶剂塔流量和液体质量组成特征列于表5中。
实施例2的物流结果列于表6中。BUOHCOL塔流量和液体质量组成特 征列于表7中。溶剂塔流量和液体质量组成特征列于表8中。
其它关键工艺参数包括下列这些：1)溶剂塔中的理论塔板总数和预热 富溶剂物流的进料位置；2)至溶剂塔的有机回流物分流分率；和3)富溶 剂物流在其加入到溶剂塔之前的预热程度。可控制这些参数以达到最佳的分 离性能。
实施例1
在该实施例中，经由过程至过程换热器将包含11.44重量％异丁醇的 157,778kg/hr富溶剂进料(9)从32.2℃加热至80.6℃，并且所得物流 (10)自第3塔板处加入到溶剂塔中。该进料点将溶剂塔分成精馏段和反萃 取段。该富溶剂进料条件对应于萃取发酵过程期间发酵罐内保持的20g/L水 相滴度。由较大直径的溶剂塔、和较高的溶剂塔再沸器和冷凝器功率来实现 分离。物流(11)包含92.6重量％的油醇和7.4重量％的水。物流(42)为 99.96重量％的异丁醇。
实施例2
在该实施例中，经由过程至过程换热器将包含25.1重量％异丁醇的 71,097kg/hr富溶剂进料(9)从32.2℃加热至73.2℃，并且所得物流(10) 自第3塔板处加入到溶剂塔中。该进料点将溶剂塔分成精馏段和反萃取段。 该富溶剂进料条件对应于萃取发酵过程期间发酵罐内保持的40g/L水相滴 度。由较小直径的溶剂塔、和较低的溶剂塔再沸器和冷凝器功率来实现分 离。物流(11)包含88.9重量％的油醇和11.1重量％的水。物流(42)为 99.99重量％的异丁醇。