JP2009045573A - 醗酵エタノールの精製処理方法およびそのシステム - Google Patents

Abstract

【課題】蒸留処理の際の熱源として用いられるスチームの使用量を削減することができ、これによって省エネルギ化を十分に図ることのできる醗酵エタノールの精製処理方法およびそのシステムを提供する。
【解決手段】蒸留塔５による蒸留処理と分離膜１０を用いた脱水処理との組み合わせによって醗酵エタノールから無水エタノールを精製するに際して、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が最小となるエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を目標エタノール濃度として定め、蒸留塔５で生成されるエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度がその目標エタノール濃度となるように、還流手段（６，７）による凝縮液の還流量を還流量制御手段（２１〜２５）によって制御する。
【選択図】図１

Description

本発明は、蒸留塔による蒸留処理と分離膜を用いた脱水処理との組み合わせによって醗酵エタノールから無水エタノールを精製する醗酵エタノールの精製処理方法およびそのシステムに関するものである。

近年、サトウキビやビートなどの植物を原料として得られるバイオマスエタノールは、ガソリンと混合してあるいは単独で自動車用燃料として用いられるため、バイオマスエタノール精製処理技術が地球環境保全技術の一つとして注目されている。自動車用燃料として用いられるエタノールは、ガソリンとの相容性を上げるため、高濃度（９９．６ｗｔ％以上）でなければならない。エタノール水溶液はエタノール濃度９５ｗｔ％付近に共沸点が存在するため、通常の蒸留法では９５ｗｔ％を超えてエタノールの濃縮ができない。そこで、第三成分を加えかつ蒸留塔も増やして共沸蒸留法により、無水エタノール（９９．６ｗｔ％以上）を得ている。しかし、この共沸蒸留法では、設備の大型化を免れない上に、エタノールの濃縮・精製に多大のエネルギが必要であるという問題点がある。

この共沸蒸留法の問題点を解決し得るものとして、例えば特許文献１にて提案されている分離技術がある。この分離技術は、蒸留塔にエタノール水溶液を供給するとともにその蒸留塔内部でエタノール水溶液を蒸発させるためのスチームを供給してエタノールおよび水の混合蒸気を生成する蒸留処理と、蒸留処理で生成された混合蒸気の一部を凝縮して得られる凝縮液を蒸留塔に還流する還流処理と、蒸留処理で生成された混合蒸気の残部をゼオライト膜を用いて脱水する脱水処理とを含み、蒸留処理にてエタノール−水混合蒸気をエタノール濃度９１ｗｔ％まで濃縮し、その後のゼオライト膜を用いた脱水処理を経ることによってエタノール濃度９９．５ｗｔ％以上のエタノールを得るようにされている。ここで、ゼオライト膜は、それ自体公知（例えば、特許文献２参照）のものであり、９０〜９５ｗｔ％エタノール水溶液から高選択率で水分のみを分離することができるものである。なお、３０〜９４ｗｔ％エタノール蒸気、言い換えれば６〜７０ｗｔ％水蒸気含有原料をポリイミド膜モジュールに供給してエタノール９９ｗｔ％以上の脱水製品を得ることのできる分離技術も知られている（例えば、非特許文献１参照）。

特開２００６−２６３５６１号公報 特開平７−１８５２７５号公報 「燃料協会誌」、１９８８年、第６７巻、第１２号、ｐ．１０３８−１０５１

ところで、前記特許文献１に係る分離技術では、蒸留処理にてエタノール−水混合蒸気をエタノール濃度９１ｗｔ％まで濃縮するために、還流処理における凝縮液の還流量をかなり多くする必要がある。このため、蒸留塔内部での蒸発量が多くなり、これに合わせて蒸留塔に供給するスチーム量も多くする必要がある。したがって、この分離技術では、共沸蒸留法よりは省エネルギ化を図ることができるものの、蒸留処理でのエネルギ消費が依然として多く、省エネルギ化を十分に図ることができないという問題点がある。

本発明は、このような問題点を解消するためになされたもので、蒸留処理の際の熱源として用いられるスチームの使用量を削減することができ、これによって省エネルギ化を十分に図ることのできる醗酵エタノールの精製処理方法およびそのシステムを提供することを目的とするものである。

前記目的を達成するために、第１発明による醗酵エタノールの精製処理方法は、
蒸留塔に醗酵エタノールを供給するとともにその蒸留塔内部で醗酵エタノールを蒸発させるためのスチームを供給してエタノールおよび水の混合蒸気を生成する蒸留処理と、この蒸留処理で生成された混合蒸気の一部を凝縮して得られる凝縮液を前記蒸留塔に還流する還流処理と、前記蒸留処理で生成された混合蒸気の残部を分離膜を用いて脱水する脱水処理とを含み、醗酵エタノールから無水エタノールを精製する醗酵エタノールの精製処理方法において、
無水エタノール単位量当たりの前記スチーム量が最小となる前記混合蒸気のエタノール濃度を目標エタノール濃度として定め、
前記蒸留塔で生成される混合蒸気のエタノール濃度が前記目標エタノール濃度となるように、前記還流処理における凝縮液の還流量を制御することを特徴とするものである。

第１発明において、前記分離膜によって脱水される前の混合蒸気を過熱する過熱処理が含まれるのが好ましい（第２発明）。

第１発明または第２発明において、前記蒸留塔に供給される前の醗酵エタノールに対しアルカリ成分を添加して中和する中和処理が含まれるのが好ましい（第３発明）。

次に、前記目的を達成するために、第４発明による醗酵エタノールの精製処理システムは、
醗酵エタノールが供給されるとともにその醗酵エタノールを蒸発させ蒸留処理を行うためのスチームが供給され、エタノールおよび水の混合蒸気を生成する蒸留塔と、この蒸留塔から送出された混合蒸気の一部を凝縮して得られる凝縮液をその蒸留塔に還流する還流手段と、前記蒸留塔から送出された混合蒸気の残部を分離膜を用いて脱水する脱水手段とを備え、醗酵エタノールから無水エタノールを精製する醗酵エタノールの精製処理システムにおいて、
無水エタノール単位量当たりの前記スチーム量が最小となる前記混合蒸気のエタノール濃度を目標エタノール濃度として定め、前記蒸留塔で生成される混合蒸気のエタノール濃度が前記目標エタノール濃度となるように、前記還流手段による凝縮液の還流量を制御する還流量制御手段を備えることを特徴とするものである。

第４発明において、前記分離膜は、水を選択的に透過させるポリイミド膜であるのが好ましい（第５発明）。

第１発明の醗酵エタノールの精製処理方法によれば、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔供給スチーム量が最小となるエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が目標エタノール濃度として定められ、蒸留塔に還流される凝縮液の還流量制御によって、蒸留塔で生成される混合蒸気のエタノール濃度がその目標エタノール濃度となるようにされるので、最小限の蒸留塔供給スチーム量で所要の無水エタノールを精製することができ、蒸留処理でのスチーム使用量を従来よりも大幅に削減することができて省エネルギ化を十分に図ることができる。

また、第２発明の構成を採用することにより、混合蒸気の分離膜面での凝縮を抑えることができ、脱水処理がよりスムーズに行われるとともに、分離膜のライフサイクルを延ばすことができる。

また、第３発明の構成を採用することにより、無水エタノール中への酸の混入を確実に防ぐことができる。

次に、第４発明の醗酵エタノールの精製処理システムは、第１発明の醗酵エタノールの精製処理方法を具体化するためのシステムの一態様に関するものであり、第１発明と同様の作用効果を奏するものである。

ここで、分離膜としては、耐熱性、耐溶剤性に優れ、膜ライフが長いポリイミド膜（芳香族ポリイミド）を採用することにより、長期に亘って精製処理システムの安定運転を達成することできる。

次に、本発明による醗酵エタノールの精製処理方法およびそのシステムの具体的な実施の形態について、図面を参照しつつ説明する。

〔第１の実施形態〕
図１には、本発明の第１の実施形態に係る醗酵エタノール精製処理システムの概略構成図が示されている。

図１に示される醗酵エタノール精製処理システム１において、原液タンク２に溜められた醗酵エタノールは、原液送給ポンプ３によって、予熱器４を通して蒸留塔５に送り込まれる。また、この蒸留塔５の塔底部には、蒸留塔５内部で醗酵エタノールを蒸発させ蒸留処理を行うためのスチームが直接吹き込まれる。なお、図１中には熱源であるスチームを直接供給する場合を示したが、伝熱管を通じて供給してもよい。こうして、蒸留塔５においては、醗酵エタノールからエタノールおよび水の混合蒸気を生成する蒸留処理が行われる。この蒸留処理で生成されたエタノール−水混合蒸気は、蒸留塔５の塔頂部から送出されて蒸留塔コンデンサ６に送り込まれる。なお、醗酵エタノール中には蟻酸、酢酸、コハク酸、乳酸等の酸が存在する。酸の存在量は出発原料、酵母または菌の種類、醗酵条件等により変化する。反応終了後の醗酵エタノールのｐＨは３．５〜６程度である。醗酵エタノールのｐＨが５以下で、かつ蒸留塔５塔頂部のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が６５ｗｔ％以下の場合には、酸類がミストとして塔頂部蒸気中に混入する恐れがあるから、例えば醗酵エタノールが溜められている原液タンク２にアルカリ成分を添加するなどして、蒸留塔５に供給される前の醗酵エタノールに対し中和処理を施し、この中和処理が施された後の醗酵エタノールを蒸留塔５に供給するのが好ましい。この中和処理を施すことにより、無水エタノール中への酸の混入を確実に防ぐことができる。

蒸留塔５から蒸留塔コンデンサ６に送り込まれたエタノール−水混合蒸気の一部は凝縮され、この凝縮によって生じた凝縮液は還流管路７を介して蒸留塔５に還流される。こうして、エタノール−水混合蒸気の一部を凝縮して得られる凝縮液を蒸留塔５に還流する還流処理が、蒸留塔コンデンサ６と還流管路７とより構成される還流手段によって行われる。一方、蒸留塔５から蒸留塔コンデンサ６に送り込まれたエタノール−水混合蒸気の残部は、過熱器８にてスーパーヒートされた後に分離器９（本発明の「脱水手段」に相当する。）に送り込まれる。ここで、過熱器８として、本実施形態ではスチームを用いてエタノール−水混合蒸気を過熱する方式のものが採用されているが、これに限定されるものではなく、電気ヒータを用いてエタノール−水混合蒸気を過熱する方式のものを採用してもよい。

分離器９は、水を選択的に透過させる分離膜１０と、この分離膜１０によって仕切られる分離器加圧側室１１および分離器減圧側室１２とを備えて構成されている。分離器加圧側室１１は、過熱器８にてスーパーヒートされた後のエタノール−水混合蒸気が送り込まれる室とされ、この分離器加圧側室１１の下流には、分離膜非透過ベーパー凝縮器１３が配されている。また、分離器減圧側室１２の下流には、分離膜透過ベーパー凝縮器１４および真空ポンプ１５がそれぞれ配され、この分離膜透過ベーパー凝縮器１４による凝縮作用と真空ポンプ１５の稼働によって分離器減圧側室１２が減圧に保たれるようになっている。なお、分離膜透過ベーパー凝縮器１４による凝縮作用によって分離器減圧側室１２を所定の真空度（６０〜１００ｔｏｒｒ）に保つことが可能であるので、真空ポンプ１５は運転開始時や系内圧力が上昇した時などに一時的に作動させるだけでよく、真空ポンプ１５の稼働は極僅かで済む。また、分離器加圧側室１１と分離器減圧側室１２との圧力差が大きい程、少ない膜面積で目的とする分離が実現できるので、蒸留塔５を常時加圧状態で運転するのが好ましい。

そして、分離器９における分離器加圧側室１１にスーパーヒート後のエタノール−水混合蒸気が送り込まれると、水蒸気が選択的に分離膜１０を透過することによってその分離器加圧側室１１側に無水エタノール蒸気が得られる。この無水エタノール蒸気は、分離膜非透過ベーパー凝縮器１３に導入され、この分離膜非透過ベーパー凝縮器１３による凝縮によって製品としての無水エタノール（エタノール濃度９９．６ｗｔ％以上）とされる。一方、分離膜１０を透過した水蒸気は、分離器減圧側室１２から分離膜透過ベーパー凝縮器１４に導入されて凝縮され、この凝縮によって得られた復水は、分離膜透過液受器１６に溜められた後に、分離膜透過液排出ポンプ１７の作動によって原液タンク２に還流される。

ところで、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が極めて低いレベルにあるときには、エタノールに比して蒸発潜熱の高い水を多量に蒸発させているため、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が多くなる。蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を高いレベルにするためには、還流手段（６，７）による凝縮液の還流量を多くする必要があるが、蒸留塔５内部での蒸発量が増加するため、やはり無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が多くなる。蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が高過ぎず低過ぎない所定の濃度であるときに、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が最小となる。逆に言うと、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が最小となる蒸留塔５送出分混合蒸気のエタノール濃度が存在する。このことが図２〜図４に示されている。

図２〜図４には、蒸留塔による蒸留処理と分離膜を用いた脱水処理との組み合わせによってエタノール濃度４ｗｔ％（５ｖｏｌ％），１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％），１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）の醗酵エタノールからエタノール濃度９９．６ｗｔ％の無水エタノールを精製する際における、蒸留塔５送出分混合蒸気のエタノール濃度と、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量との関係を表わすグラフが示されている。

図２に示されるように、醗酵エタノールのエタノール濃度が４ｗｔ％（５ｖｏｌ％）の場合には、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が４０ｗｔ％のときに、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が３．３２ｋｇで最小となる。また、図３に示されるように、醗酵エタノールのエタノール濃度が１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％）の場合には、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が５５ｗｔ％のときに、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が１．８５ｋｇで最小となる。また、図４に示されるように、醗酵エタノールのエタノール濃度が１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）の場合には、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が６０ｗｔ％のときに、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が１．６７ｋｇで最小となる。したがって、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を、醗酵エタノールのエタノール濃度が４ｗｔ％（５ｖｏｌ％）の場合には４０ｗｔ％に、醗酵エタノールのエタノール濃度が１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％）の場合には５５ｗｔ％に、醗酵エタノールのエタノール濃度が１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）の場合には６０ｗｔ％にそれぞれ制御することによって、最小の蒸留塔５供給スチーム量で無水エタノールを精製することができる。

図５には、エタノール−水混合蒸気のエタノール濃度と温度との関係を表わすグラフが示されている。

一定圧力下において、エタノール−水混合蒸気のエタノール濃度と、エタノール−水混合蒸気の温度とは、一対一の関係がある。したがって、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気が存在している蒸留塔５塔頂部の温度を測定することで、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を知ることができる。より具体的に説明すると、例えば、蒸留塔５塔頂部の温度の測定結果が１２５．７℃である場合には、図５に示される関係から、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が４０ｗｔ％であることを知ることができる。また、例えば、蒸留塔５塔頂部の温度の測定結果が１２１．４℃および１１９．６℃の場合には、図５に示される関係から、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度がそれぞれ５５ｗｔ％および６０ｗｔ％であることを知ることができる。

したがって、蒸留塔５塔頂部の測定温度に基づいて還流手段（６，７）による凝縮液の還流量を制御することにより、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を制御することができる。

次に、還流手段（６，７）による凝縮液の還流量を制御する還流量制御手段について以下に説明することとする。

前述したように、蒸留塔５から送出されたエタノール−水混合蒸気は、蒸留塔コンデンサ６による分縮により、蒸留塔５に還流される凝縮液と、分離器９で脱水処理に供される不凝縮ベーパーとに分離される。この分離の割合は、蒸留塔コンデンサ６の熱交換部に供給する冷却水量によって決まる。冷却水量を増やすと、蒸留塔コンデンサ６での凝縮量が増えて還流量が増加する。逆に冷却水量を減らすと、蒸留塔コンデンサ６での凝縮量が減ることで還流量が減る。つまり、凝縮液の還流量は、蒸留塔コンデンサ６の熱交換部に供給する冷却水量を制御することによって制御することができる。

本実施形態において、還流量制御手段は、図１に示されるように、蒸留塔５の塔頂部の温度を測定する蒸留塔塔頂部温度センサ２１と、この蒸留塔塔頂部温度センサ２１によって測定される測定温度と目標塔頂部温度との差に応じた制御信号を出力する蒸留塔塔頂部温度調節器２２と、蒸留塔コンデンサ６の熱交換部に供給する冷却水の流量を調節する冷却水流量調節弁２３と、この冷却水流量調節弁２３の弁開度を調節する冷却水流量調節器２４と、蒸留塔コンデンサ６の熱交換部に供給する冷却水の流量を測定する冷却水流量センサ２５とを備えて構成されている。この還流量制御手段（２１〜２５）においては、蒸留塔塔頂部温度調節器２２からの制御信号によって冷却水流量調節器２４における目標冷却水量が変更され、冷却水流量センサ２５による測定流量がその変更された目標冷却水量となるように冷却水流量調節弁２３の弁開度が冷却水流量調節器２４によって調節される所謂カスケード制御が行われる。これにより、蒸留塔５塔頂部の温度が目標塔頂部温度となるように、蒸留塔コンデンサ６での凝縮量が制御される。

表１には、醗酵エタノールのエタノール濃度が４ｗｔ％（５ｖｏｌ％），１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％），１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）のそれぞれの場合において定められる目標エタノール濃度と、各目標エタノール濃度に対応して定められる目標塔頂部温度とが示されている。

醗酵エタノールのエタノール濃度が例えば４ｗｔ％，１０ｗｔ％および１２．１ｗｔ％のそれぞれの場合においては、図２〜図４に示されるグラフに基づいて、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が最小となる蒸留塔５でのエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度４０ｗｔ％、５５ｗｔ％および６０ｗｔ％が目標エタノール濃度として定められる。こうして定められた各目標エタノール濃度４０ｗｔ％、５５ｗｔ％および６０ｗｔ％と、図５のグラフに示される関係とから、各目標エタノール濃度に対応して目標塔頂部温度が定められる。そして、還流量制御手段（２１〜２５）による凝縮液の還流量制御により、蒸留塔５塔頂部の温度が目標塔頂部温度となるようにされ、これによって蒸留塔５で生成される混合蒸気のエタノール濃度が目標エタノール濃度となるようにされ、最小の蒸留塔５供給スチーム量で無水エタノールが精製されることになる。

次に、醗酵エタノールのエタノール濃度が４ｗｔ％の場合における精製処理システムの運転操作について図１を参照しつつ以下に説明することとする。この場合の目標塔頂部温度は１２５．７℃である（表１参照）。なお、醗酵エタノールのエタノール濃度が１０ｗｔ％および１２．１ｗｔ％のそれぞれの場合においても、目標塔頂部温度（目標エタノール濃度）が異なるのみで、基本的に以下に述べる運転操作と同様の操作が行われる。

まず、分離器加圧側室１１の下流側に設けられている分離膜加圧側圧力センサ３１、分離膜加圧側圧力調節器３２および分離膜加圧側圧力調節弁３３と、分離器減圧側室１２の下流側に設けられている分離膜減圧側圧力センサ３４、分離膜減圧側圧力調節器３５および分離膜減圧側圧力調節弁３６とにより、系内圧力を所定の圧力に調節する。なお、分離器減圧側室１２側においては、系内真空度の高低に応じて真空ポンプ１５を適宜ＯＮ／ＯＦＦさせることにより、系内圧力の安定化を図る。

系内圧力が安定状態になれば、スチーム供給管路３７に設けられている蒸留塔スチーム流量センサ３８、蒸留塔スチーム流量調節器３９および蒸留塔スチーム流量調節弁４０により、蒸留塔５にスチームを所定量、流量調整しながら吹き込む。蒸留塔５に吹き込まれたスチームは蒸留塔５塔頂部から出て行くが、このとき蒸留塔コンデンサ６は全縮とし、蒸留塔５からのスチームを全て凝縮して蒸留塔５に還流することにより、系内を安定させる。

系内が安定になれば、原液送給ポンプ３を作動し、その原液送給ポンプ３の下流に配されている原液流量センサ４１、原液流量調節器４２および原液流量調節弁４３により、原液タンク２からの醗酵エタノールを流量調整しながら予熱器４を通して蒸留塔５に送給する。なお、必要であれば、原液タンク２中の醗酵エタノールに対し予めアルカリ成分を添加して中和処理を施しておく。

蒸留塔５にスチームのみが吹き込まれている間は、蒸留塔５塔頂部は水濃度１００％の温度（０．１９ＭＰａＧ時約１３２℃：図５参照）となっている。蒸留塔５に醗酵エタノールが供給され始めると、蒸留塔５塔頂部にエタノール−水混合蒸気が溜まりだしてエタノール濃度が上昇するので、蒸留塔５塔頂部の温度が次第に低下していく。

蒸留塔５塔頂部の温度が目標塔頂部温度（１２５．７℃）となれば、蒸留塔コンデンサ６に供給する冷却水量を減らし、蒸留塔コンデンサ６を分縮状態にする。さらに、蒸留塔塔頂部温度センサ２１によって測定される測定温度と目標塔頂部温度との差に応じて蒸留塔塔頂部温度調節器２２から出力される制御信号にて冷却水流量調節器２４における目標冷却水量を変更し、冷却水流量センサ２５による測定流量がその変更された目標冷却水量となるように冷却水流量調節弁２３の弁開度を冷却水流量調節器２４にて調節するカスケード制御を行い、蒸留塔コンデンサ６から還流管路７を介して蒸留塔５に還流される凝縮液の還流量を制御する。この還流量制御手段（２１〜２５）による還流量制御により、蒸留塔５塔頂部の温度を目標塔頂部温度（１２５．７℃）に保持することができ、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を目標エタノール濃度（４０ｗｔ％）に保持することができる。

蒸留塔コンデンサ６が分縮状態とされているときには、蒸留塔５塔頂部から出ていくエタノール−水混合蒸気の一部は凝縮後に蒸留塔５に還流される一方で、その残部は不凝縮ベーパーとして過熱器８に導入される。過熱器８には過熱器スチーム流量センサ４４、過熱器スチーム流量調節器４５および過熱器スチーム流量調節弁４６によって流量調整された過熱用スチームが供給されており、不凝縮ベーパーはその過熱用スチームによって過熱された後に、分離器９における分離器加圧側室１１に送り込まれる。

分離器加圧側室１１にスーパーヒート後の不凝縮ベーパー（エタノール−水混合蒸気）が送り込まれると、水蒸気が選択的に分離膜１０を透過することによってその分離器加圧側室１１側に無水エタノール蒸気が得られる。そして、この分離器加圧側室１１側の圧力を分離膜加圧側圧力調節弁３３で一定に保ちつつ無水エタノール蒸気を分離膜非透過ベーパー凝縮器１３で液化し、得られた無水エタノール（エタノール濃度９９．６ｗｔ％以上）を製品として無水エタノールタンク４７に溜める。なお、得られた無水エタノール蒸気の少量を分離器減圧側室１２側に強制的にパージし、分離器減圧側室１２側の水蒸気分圧をより小さくして、分離器加圧側室１１側の水分が分離膜１０をより透過し易くすることにより、無水エタノール中の水分濃度を更に下げることができる。

一方、分離膜１０を透過した水蒸気は、分離器減圧側室１２から分離膜透過ベーパー凝縮器１４に導入されて凝縮され、この凝縮によって得られた復水は、分離膜透過液受器１６に溜められる。そして、この分離膜透過液受器１６に付設の分離膜透過液受器液面レベルセンサ４８にて復水が所定量溜まっていることが検知されると、分離膜透過液排出ポンプ１７が作動されるとともに、この分離膜透過液排出ポンプ１７の下流側に設けられている分離膜透過液排出自動弁４９が開かれ、分離膜透過液受器１６に溜められている復水が原液タンク２に還流される。原液タンク２に還流された復水は、原液タンク２中の醗酵エタノールと共に再度精製処理に供される。

蒸留塔５の塔底部の温度は蒸留塔塔底部温度センサ５０にて測定されており、この測定温度がエタノール濃度１００ｐｐｍ以下に相当する温度となれば（前述したように、一定圧力下においてエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度と温度とは一対一の関係にある。）、蒸留塔５塔底部に接続された蒸留塔缶出液排出ポンプ５１を作動させるとともに、蒸留塔塔底部液面レベルセンサ５２、蒸留塔塔底部液面レベル調節器５３および蒸留塔塔底部液面レベル調節弁５４によって缶出液を排水として液面一定となるようにコントロールしながら予熱器４を通して排出する。

以上に述べたような操作により、連続した定常運転を行うことができ、所要の無水エタノールを安定的に精製することができる。

本実施形態の醗酵エタノール精製処理システム１によれば、還流量制御手段（２１〜２５）による還流量制御により、蒸留塔５塔頂部の温度が目標塔頂部温度（１２５．７℃）に保持され、これによって蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が目標エタノール濃度（４０ｗｔ％）に保持されるので、最小限の蒸留塔５供給スチーム量（無水エタノール単位量当たり３．３２ｋｇ）で所要の無水エタノールを精製することができる。

ここで、蒸留塔による蒸留処理と分離膜を用いた脱水処理との組み合わせによってエタノール濃度４ｗｔ％（５ｖｏｌ％），１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％），１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）の醗酵エタノールからエタノール濃度９９．６ｗｔ％の無水エタノールを精製する際におけるスチーム所要量を算出し、一方、それぞれの濃度の醗酵エタノールを抽出剤としてシクロヘキサンを用いて無水エタノールまで蒸留塔のみで処理（以下、「共沸蒸留処理」と称する。）したときのスチーム所要量を算出した。

図６〜図８には、醗酵エタノール濃度が４ｗｔ％（５ｖｏｌ％），１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％），１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）のそれぞれの場合について、横軸に蒸留塔送出分混合蒸気のエタノール濃度を取り、縦軸に（蒸留＋膜）組合せ処理のスチーム所要量／共沸蒸留処理のスチーム所要量を取ったグラフが示されている。

図６に示されるように、醗酵エタノール（原液）のエタノール濃度が４ｗｔ％（５ｖｏｌ％）の場合には、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が４０ｗｔ％のときに、スチーム所要量が最小となり、共沸蒸留処理による方法の４１．６％のスチーム量で無水エタノールが得られる。また、図７に示されるように、醗酵エタノール（原液）のエタノール濃度が１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％）の場合には、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が５５ｗｔ％のときに、スチーム所要量が最小となり、共沸蒸留処理による方法の３５．７％のスチーム量で無水エタノールが得られる。また、図８に示されるように、醗酵エタノール（原液）のエタノール濃度が１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）の場合には、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度が６０ｗｔ％のときに、スチーム所要量が最小となり、共沸蒸留処理による方法の３４．２％のスチーム量で無水エタノールが得られる。このように、本実施形態の醗酵エタノール精製処理システム１によれば、蒸留処理でのスチーム使用量を大幅に削減することができて省エネルギ化を十分に図ることができる。

〔第２の実施形態〕
図９には、本発明の第２の実施形態に係る醗酵エタノール精製処理システムの概略構成図が示されている。なお、本実施形態において、前記第１の実施形態と同一または同様のものについては図に同一符号を付すに留めてその詳細な説明を省略することとし、以下においては前記第１の実施形態と異なる点を中心に説明することとする。

前記第１の実施形態では、蒸留塔５塔頂部の測定温度に基づいて還流手段（６，７）による凝縮液の還流量を制御することにより、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を制御するようにされているが、本実施形態では、蒸留塔コンデンサ６から分離器９に向けて送り出され、過熱器８によってスーパーヒートされる前の不凝縮ベーパーの測定温度に基づいて還流手段（６，７）による凝縮液の還流量を制御することにより、蒸留塔５送出分のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度、より正確に言い換えると、分離器９（分離膜１０）に供給されるエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を制御するようにされている。

一定圧力下において、蒸留塔５塔頂部のエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度と、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーのエタノール濃度とは同一濃度である。したがって、図２〜図４に示されるように、蒸留塔コンデンサ６から分離膜１０に供給されるエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を、醗酵エタノールのエタノール濃度が４ｗｔ％（５ｖｏｌ％）の場合には４０ｗｔ％に、醗酵エタノールのエタノール濃度が１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％）の場合には５５ｗｔ％に、醗酵エタノールのエタノール濃度が１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）の場合には６０ｗｔ％にそれぞれ制御することによって、最小の蒸留塔５供給スチーム量で無水エタノールを精製することができる。

また、一定圧力下において、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーのエタノール濃度と、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーの温度とは一対一の関係がある。したがって、蒸留塔コンデンサ６での不凝縮ベーパーの温度を測定することで、不凝縮ベーパーのエタノール濃度、すなわち分離器９（分離膜１０）に供給されるエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を知ることができる。より具体的に説明すると、例えば、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーの温度の測定結果が１２５．７℃である場合には、図５に示される関係から、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーのエタノール濃度が４０ｗｔ％であることを知ることができる。また、例えば、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーの温度の測定結果が１２１．４℃および１１９．６℃の場合には、図５に示される関係から、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーのエタノール濃度がそれぞれ５５ｗｔ％および６０ｗｔ％であることを知ることができる。

したがって、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーの測定温度に基づいて還流手段（６，７）による凝縮液の還流量を制御することにより、分離器９（分離膜１０）へ供給されるエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を制御することができる。

本実施形態において、還流手段（６，７）による凝縮液の還流量を制御する還流量制御手段は、図９に示されるように、蒸留塔コンデンサ６と過熱器８とを繋ぐ管路６０に流通される不凝縮ベーパーの温度を測定する不凝縮ベーパー温度センサ６１と、この不凝縮ベーパー温度センサ６１によって測定される測定温度と目標不凝縮ベーパー温度との差に応じた制御信号を出力する不凝縮ベーパー温度調節器６２と、蒸留塔コンデンサ６の熱交換部に供給する冷却水の流量を調節する冷却水流量調節弁２３と、この冷却水流量調節弁２３の弁開度を調節する冷却水流量調節器２４と、蒸留塔コンデンサ６の熱交換部に供給する冷却水の流量を測定する冷却水流量センサ２５とを備えて構成されている。この還流量制御手段（２３〜２５，６１，６２）においては、不凝縮ベーパー温度調節器６２からの制御信号によって冷却水流量調節器２４における目標冷却水量が変更され、冷却水流量センサ２５による測定流量がその変更された目標冷却水量となるように冷却水流量調節弁２３の弁開度が冷却水流量調節器２４によって調節される所謂カスケード制御が行われる。これにより、不凝縮ベーパーの温度が目標不凝縮ベーパー温度となるように、蒸留塔コンデンサ６での凝縮量が制御される。なお、図９中符号６３にて示されるのは、蒸留塔塔頂部温度指示計である。

表２には、醗酵エタノールのエタノール濃度が４ｗｔ％（５ｖｏｌ％），１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％），１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）のそれぞれの場合において定められる目標エタノール濃度と、各目標エタノール濃度に対応して定められる目標不凝縮ベーパー温度とが示されている。

醗酵エタノールのエタノール濃度が例えば４ｗｔ％，１０ｗｔ％および１２．１ｗｔ％のそれぞれの場合においては、図２〜図４に示されるグラフに基づいて、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔５供給スチーム量が最小となる分離膜１０供給エタノール−水混合蒸気のエタノール濃度４０ｗｔ％、５５ｗｔ％および６０ｗｔ％が目標エタノール濃度として定められる。こうして定められた各目標エタノール濃度４０ｗｔ％、５５ｗｔ％および６０ｗｔ％と、図５のグラフに示される関係とから、各目標エタノール濃度に対応して目標不凝縮ベーパー温度が定められる。

そして、不凝縮ベーパー温度センサ６１によって測定される測定温度と目標不凝縮ベーパー温度（１２５．７℃、１２１．４℃または１１９．６℃）との差に応じて不凝縮ベーパー温度調節器６２から出力される制御信号にて冷却水流量調節器２４における目標冷却水量を変更し、冷却水流量センサ２５による測定流量がその変更された目標冷却水量となるように冷却水流量調節弁２３の弁開度を冷却水流量調節器２４にて調節するカスケード制御を行い、蒸留塔コンデンサ６から還流管路７を介して蒸留塔５に還流される凝縮液の還流量を制御する。この還流量制御手段（２３〜２５，６１，６２）による還流量制御により、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーの温度を目標不凝縮ベーパー温度（１２５．７℃、１２１．４℃または１１９．６℃）に保持することができ、分離膜１０に供給されるエタノール−水混合蒸気のエタノール濃度を目標エタノール濃度（４０ｗｔ％、５５ｗｔ％または６０ｗｔ％）に保持することができる。

本実施形態の醗酵エタノール精製処理システム１Ａによれば、図６〜図８に示されるように、前記第１の実施形態の醗酵エタノール精製処理システム１と同様に蒸留処理でのスチーム使用量を大幅に削減することができて省エネルギ化を十分に図ることができる。さらに、本実施形態の醗酵エタノール精製処理システム１Ａによれば、蒸留塔コンデンサ６の不凝縮ベーパーの測定温度に基づいて還流手段（６，７）による凝縮液の還流量を制御するようにされているので、分離膜１０に供給される不凝縮ベーパーのエタノール濃度をより正確に制御することができる。

ところで、非特許文献１には、３０〜９４ｗｔ％エタノール蒸気、言い換えれば６〜７０ｗｔ％水蒸気含有原料をポリイミド膜モジュールに供給してエタノール９９ｗｔ％以上の脱水製品を得るようにした分離技術が記載されている。この非特許文献１に記載のポリイミド膜を用いた分離技術では、液を気化するエネルギは必要であるが、それ以後、膜の高圧側の水蒸気分圧と低圧側の水蒸気分圧の差がある限り水の分離が可能であり、分離のためのエネルギとしては低圧を保持するための真空ポンプのエネルギのみである。このように、ポリイミド膜は、多量の水分を省エネルギ的に分離することができるとともに広範囲の水分濃度に対応でき、かつ耐熱性を有しているから、ポリイミド膜を用いた分離処理では、蒸気圧を上げ、膜分離温度をあげることが可能で、使用する膜モジュールの本数を少なくすることができる。また、ポリイミド膜はその分離機構が溶解・拡散過程で進むのに対してゼオライト膜の分離機構は吸着・拡散過程で進むと言われている。不純物に対する耐久性として、ポリイミド膜では膜表面に溶解しなかった場合は製品の無水エタノール側へ同伴し、溶解した場合は透過側へ同伴する。一方、ゼオライト膜では不純物が吸着すると、膜寿命の低下につながる。前記各実施形態において、分離膜１０としては、有機物のポリイミド膜（芳香族ポリイミド）および無機物のゼオライト膜のいずれを採用してもよいが、以上に述べたようなことからポリイミド膜を採用するのが好ましい。

前記各実施形態では、モジュール化された分離膜１０を分離器９に１本だけ装備する態様を示したが、複数本の分離膜モジュールを直列または並列に接続して使用する態様であってもよい。要するに、膜へ供給する混合蒸気量や成分濃度、製品である無水エタノール濃度、分離膜の操作条件（高圧側圧力、低圧側圧力、温度）等が決まれば、それに応じて分離膜モジュールの使用数および配置の仕方を決めることができる。

以上、本発明の醗酵エタノールの精製処理方法およびそのシステムについて、複数の実施形態に基づいて説明したが、本発明は上記実施形態に記載した構成に限定されるものではなく、その趣旨を逸脱しない範囲において適宜その構成を変更することができるものである。

本発明の第１の実施形態に係る醗酵エタノール精製処理システムの概略構成図 エタノール濃度４ｗｔ％（５ｖｏｌ％）の醗酵エタノールの精製処理の場合における、蒸留塔送出分混合蒸気のエタノール濃度と、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔供給スチーム量との関係を表わすグラフ エタノール濃度１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％）の醗酵エタノールの精製処理の場合における、蒸留塔送出分混合蒸気のエタノール濃度と、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔供給スチーム量との関係を表わすグラフ エタノール濃度１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）の醗酵エタノールの精製処理の場合における、蒸留塔送出分混合蒸気のエタノール濃度と、無水エタノール単位量当たりの蒸留塔供給スチーム量との関係を表わすグラフ エタノール−水混合蒸気のエタノール濃度と温度との関係を表わすグラフ エタノール濃度４ｗｔ％（５ｖｏｌ％）の醗酵エタノールの精製処理の場合における、蒸留塔送出分混合蒸気のエタノール濃度（横軸）と（蒸留＋膜）組合せ処理のスチーム所要量／共沸蒸留処理のスチーム所要量（縦軸）との関係を表わすグラフ エタノール濃度１０ｗｔ％（１２．５ｖｏｌ％）の醗酵エタノールの精製処理の場合における、蒸留塔送出分混合蒸気のエタノール濃度（横軸）と（蒸留＋膜）組合せ処理のスチーム所要量／共沸蒸留処理のスチーム所要量（縦軸）との関係を表わすグラフ エタノール濃度１２．１ｗｔ％（１５ｖｏｌ％）の醗酵エタノールの精製処理の場合における、蒸留塔送出分混合蒸気のエタノール濃度（横軸）と（蒸留＋膜）組合せ処理のスチーム所要量／共沸蒸留処理のスチーム所要量（縦軸）との関係を表わすグラフ 本発明の第２の実施形態に係る醗酵エタノール精製処理システムの概略構成図

符号の説明

１，１Ａ 醗酵エタノール精製処理システム
２ 原液タンク
３ 原液送給ポンプ
４ 予熱器
５ 蒸留塔
６ 蒸留塔コンデンサ
７ 還流管路
８ 過熱器
９ 分離器
１０ 分離膜
１１ 分離器加圧側室
１２ 分離器減圧側室
１３ 分離膜非透過ベーパー凝縮器
１４ 分離膜透過ベーパー凝縮器
１５ 真空ポンプ
１６ 分離膜透過液受器
１７ 分離膜透過液排出ポンプ
２１ 蒸留塔塔頂部温度センサ
２２ 蒸留塔塔頂部温度調節器
２３ 冷却水流量調節弁
２４ 冷却水流量調節器
２５ 冷却水流量センサ
３１ 分離膜加圧側圧力センサ
３２ 分離膜加圧側圧力調節器
３３ 分離膜加圧側圧力調節弁
３４ 分離膜減圧側圧力センサ
３５ 分離膜減圧側圧力調節器
３６ 分離膜減圧側圧力調節弁
３７ スチーム供給管路
３８ 蒸留塔スチーム流量センサ
３９ 蒸留塔スチーム流量調節器
４０ 蒸留塔スチーム流量調節弁
４１ 原液流量センサ
４２ 原液流量調節器
４３ 原液流量調節弁
４４ 過熱器スチーム流量センサ
４５ 過熱器スチーム流量調節器
４６ 過熱器スチーム流量調節弁
４７ 無水エタノールタンク
４８ 分離膜透過液受器液面レベルセンサ
４９ 分離膜透過液排出自動弁
５０ 蒸留塔塔底部温度センサ
５１ 蒸留塔缶出液排出ポンプ
５２ 蒸留塔塔底部液面レベルセンサ
５３ 蒸留塔塔底部液面レベル調節器
５４ 蒸留塔塔底部液面レベル調節弁
６１ 不凝縮ベーパー温度センサ
６２ 不凝縮ベーパー温度調節器
６３ 蒸留塔塔頂部温度指示計

Claims (5)

1. 蒸留塔に醗酵エタノールを供給するとともにその蒸留塔内部で醗酵エタノールを蒸発させるためのスチームを供給してエタノールおよび水の混合蒸気を生成する蒸留処理と、この蒸留処理で生成された混合蒸気の一部を凝縮して得られる凝縮液を前記蒸留塔に還流する還流処理と、前記蒸留処理で生成された混合蒸気の残部を分離膜を用いて脱水する脱水処理とを含み、醗酵エタノールから無水エタノールを精製する醗酵エタノールの精製処理方法において、
   無水エタノール単位量当たりの前記スチーム量が最小となる前記混合蒸気のエタノール濃度を目標エタノール濃度として定め、
   前記蒸留塔で生成される混合蒸気のエタノール濃度が前記目標エタノール濃度となるように、前記還流処理における凝縮液の還流量を制御することを特徴とする醗酵エタノールの精製処理方法。
2. 前記分離膜によって脱水される前の混合蒸気を過熱する過熱処理が含まれる請求項１に記載の醗酵エタノールの精製処理方法。
3. 前記蒸留塔に供給される前の醗酵エタノールに対しアルカリ成分を添加して中和する中和処理が含まれる請求項１または２に記載の醗酵エタノールの精製処理方法。
4. 醗酵エタノールが供給されるとともにその醗酵エタノールを蒸発させ蒸留処理を行うためのスチームが供給され、エタノールおよび水の混合蒸気を生成する蒸留塔と、この蒸留塔から送出された混合蒸気の一部を凝縮して得られる凝縮液をその蒸留塔に還流する還流手段と、前記蒸留塔から送出された混合蒸気の残部を分離膜を用いて脱水する脱水手段とを備え、醗酵エタノールから無水エタノールを精製する醗酵エタノールの精製処理システムにおいて、
   無水エタノール単位量当たりの前記スチーム量が最小となる前記混合蒸気のエタノール濃度を目標エタノール濃度として定め、前記蒸留塔で生成される混合蒸気のエタノール濃度が前記目標エタノール濃度となるように、前記還流手段による凝縮液の還流量を制御する還流量制御手段を備えることを特徴とする醗酵エタノールの精製処理システム。
5. 前記分離膜は、水を選択的に透過させるポリイミド膜である請求項４に記載の醗酵エタノールの精製処理システム。

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