JP2009240305A - Method of dehydrating and purifying fermentation liquid and system therefor - Google Patents

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卓也 海瀬
Yasunari Uchida
康徳 内田
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Abstract

<P>PROBLEM TO BE SOLVED: To provide a method of dehydrating and purifying a fermentation liquid, capable of sufficiently saving energy while suppressing loss of a fermentation product in a low level and to provide a system therefor. <P>SOLUTION: The method for dehydration and purification comprises a distillation step of generating ethanol-water mixed vapor by feeding an ethanol fermentation liquid to an uppermost stage part of a distillation column 5 and also feeding steam to a lowest stage part of the distillation column 5, and a dehydration step of dehydrating ethanol-water mixed vapor generated by the distillation using a separation film 13. In the method, the feed amount of steam in gas-liquid equilibrium limit point of ethanol and water in the uppermost stage part of the distillation column 5 is set as a target steam feed amount, and the feed amount of steam fed to the lowest stage part of the distillation column 5 is controlled so as to agree with the target steam feed amount. <P>COPYRIGHT: (C)2010,JPO&INPIT

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エタノール発酵液またはアセトン・ブタノール発酵液からエタノールまたはアセトン・ブタノール・エタノールを精製する発酵液の脱水精製処理方法およびそのシステムに関するものである。   The present invention relates to a fermentation liquid dehydration purification method for purifying ethanol or acetone / butanol / ethanol from an ethanol fermentation liquid or acetone / butanol fermentation liquid by a combination of distillation treatment using a distillation column and dehydration treatment using a separation membrane, and It is about the system.

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(99.6質量%以上)でなければならない。   In recent years, biomass ethanol obtained from plants such as sugarcane and beets is used as a fuel for automobiles alone or mixed with gasoline, so biomass ethanol purification technology has attracted attention as one of the global environmental conservation technologies. Yes. Ethanol used as an automobile fuel must have a high concentration (99.6% by mass or more) in order to improve compatibility with gasoline.

エタノールに続いて、ブタノールについても大きく注目されている。ブタノールは燃料としての発熱量が高く、吸湿性も低いため取り扱いが容易でバイオディーゼル用燃料としての利用が期待されている。アセトン・ブタノール発酵で得られる生成液は、ブタノール、アセトンおよびエタノールを含む発酵アルコール含有水溶液であり、これら三成分の合計濃度は15g/L程度、最高に上げても20g/Lが限界である。これらブタノール、アセトンおよびエタノールの三成分をソルベント成分と呼び、ブタノール濃度はソルベント成分全体の2/3を占め、残り1/3の80%がアセトン、20%がエタノールである。なお、発酵時には水素ガスも発生する。   Following ethanol, butanol is also attracting much attention. Butanol has a high calorific value as a fuel and has a low hygroscopic property, so it is easy to handle and is expected to be used as a fuel for biodiesel. The product liquid obtained by acetone / butanol fermentation is a fermented alcohol-containing aqueous solution containing butanol, acetone and ethanol, and the total concentration of these three components is about 15 g / L, and the maximum is 20 g / L at the maximum. These three components of butanol, acetone, and ethanol are called solvent components. The butanol concentration accounts for 2/3 of the total solvent components, 80% of the remaining 1/3 is acetone, and 20% is ethanol. In addition, hydrogen gas is also generated during fermentation.

エタノールと水の混合物はエタノール濃度95質量%付近に共沸点が存在し、またブタノールと水の混合物はブタノール濃度57質量%付近に共沸点が存在する。
エタノール発酵液の精製処理の場合には、通常の蒸留法で共沸点付近まで脱水濃縮した後、第三成分を加えかつ蒸留塔も増やして無水エタノールを得ている。しかし、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。
一方、アセトン・ブタノール発酵液の精製処理の場合には、ブタノール10質量%以上であれば水相と油相に分かれ、この性質を利用すれば2本の蒸留塔で無水ブタノール、アセトンとエタノールの混合物および水とに分離することができる。しかし、水相中には7質量%のブタノールが存在し、油相中には20〜30質量%の水分が存在し、分離のために多大なエネルギが必要である。
A mixture of ethanol and water has an azeotropic point near an ethanol concentration of 95% by mass, and a mixture of butanol and water has an azeotropic point near a butanol concentration of 57% by mass.
In the case of a purification process of an ethanol fermentation broth, after dehydrating and concentrating to the vicinity of the azeotropic point by a normal distillation method, the third component is added and the distillation tower is increased to obtain absolute ethanol. However, it is inevitable to increase the size of the equipment, and enormous energy is required for concentration and purification of ethanol.
On the other hand, in the case of purification treatment of acetone / butanol fermentation broth, if it is 10% by weight or more of butanol, it is divided into an aqueous phase and an oil phase. If this property is used, anhydrous butanol, acetone and ethanol are separated in two distillation columns. It can be separated into a mixture and water. However, 7% by weight of butanol is present in the water phase, and 20-30% by weight of water is present in the oil phase, which requires a great deal of energy for separation.

これら精製処理法はいずれも脱水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が、このような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ような分離技術がある。この分離技術は、蒸留塔による蒸留処理と分離膜を用いた脱水処理とを組み合わせて二成分以上の液体混合物を分離するようにしている。   All of these purification methods have the problem that a great deal of energy is required for dehydration and purification. For example, a separation technique proposed in Patent Document 1 can solve such problems. There is. In this separation technique, a liquid mixture of two or more components is separated by combining a distillation process using a distillation column and a dehydration process using a separation membrane.

特開2006−263561号公報JP 2006-263561 A

ところで、この特許文献1に係る分離技術では、蒸留塔において精留を行うために、蒸留塔から送り出される混合蒸気の一部を凝縮して得られる凝縮液の蒸留塔への還流量をかなり多くする必要があり、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。このため、この分離技術では、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。   By the way, in the separation technique according to this Patent Document 1, in order to perform rectification in the distillation column, the amount of reflux of the condensed liquid obtained by condensing a part of the mixed vapor sent from the distillation column to the distillation column is considerably increased. Accordingly, the amount of steam supplied to the distillation column needs to be increased accordingly. For this reason, in this separation technique, there is still a problem that energy consumption in the distillation process is still large and energy saving cannot be sufficiently achieved.

本発明は、このような問題点に鑑みてなされたもので、発酵主生成物の損出を低く抑え、かつ省エネルギ化を十分に図ることのできる発酵液の脱水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。   The present invention has been made in view of such problems, and provides a method for dehydrating and purifying a fermented liquid and a system thereof that can suppress loss of a main fermentation product and can sufficiently save energy. It is intended to provide.

前記目的を達成するために、本発明による発酵液の脱水精製処理方法は、
発酵により生成される発酵主生成物を含有する発酵液から発酵主生成物を精製する発酵液の脱水精製処理方法であって、
前記発酵液を蒸留塔の最上段部に供給するとともにスチームをその蒸留塔の最下段部に供給して発酵主生成物および水の混合蒸気を発生させる蒸留処理と、この蒸留処理によって発生される混合蒸気を分離膜を用いて脱水する脱水処理とを含み、
前記蒸留塔の最上段部における前記発酵主生成物と水との気液平衡限界点のスチームの供給量を目標スチーム供給量として定め、前記蒸留塔の最下段部に供給するスチームの供給量をその目標スチーム供給量に一致させるように制御することを特徴とするものである(第1発明)。
In order to achieve the above object, a method for dehydrating and purifying a fermentation broth according to the present invention comprises:
A fermentation liquid dehydration purification method for refining a fermentation main product from a fermentation liquid containing a fermentation main product produced by fermentation,
A distillation process for supplying the fermentation liquor to the uppermost stage of the distillation tower and supplying steam to the lowermost stage of the distillation tower to generate a mixed steam of the main fermentation product and water, and generated by this distillation process A dehydration process of dehydrating the mixed vapor using a separation membrane,
The supply amount of steam at the vapor-liquid equilibrium limit point of the fermentation main product and water in the uppermost part of the distillation column is determined as a target steam supply amount, and the supply amount of steam supplied to the lowermost part of the distillation column is Control is made so as to match the target steam supply amount (first invention).

ここで気液平衡限界点を定義する。例えば、エタノール発酵液を蒸留塔の最上段に供給し、充分な段数を持った蒸留塔の最下段部に適切なスチーム量を供給すれば、最上段部で供給したエタノール発酵液のエタノール濃度に対応した気液平衡関係が成立し、最上段部には気液平衡で規定された特定のエタノール濃度を持ったエタノールと水の混合蒸気が得られる。ここで、蒸留塔へのスチームの供給量を増加すると、供給熱量の増大によって留出量が増大すると共に増加したスチーム量のために気相中のエタノール蒸気が希釈されて、前記気液平衡で規定されたエタノール濃度よりも低くなる。一方、蒸留塔へのスチームの供給量を減少すると、供給熱量の減少によって留出量が減少するから、より多量のエタノールが蒸留塔の下部へ移動して、缶出液として排出されるためにロスが多くなる。ただし、最上段部では供給したエタノール発酵液のエタノール濃度に近い混合液が存在するからエタノール発酵液のエタノール濃度に対応した気液平衡関係は成立している。
すなわち、本発明において、気液平衡限界点とは、原理的には、供給したエタノール発酵液のエタノール濃度に対応した気液平衡関係が事実上成立し、且つ蒸留塔の最上段部で得られる混合蒸気の量が最大になる点である。
Here, the vapor-liquid equilibrium limit point is defined. For example, if the ethanol fermentation liquor is supplied to the uppermost stage of the distillation tower and an appropriate steam amount is supplied to the lowermost stage of the distillation tower having a sufficient number of stages, the ethanol concentration of the ethanol fermentation liquor supplied at the uppermost stage will be increased. A corresponding vapor-liquid equilibrium relationship is established, and a mixed vapor of ethanol and water having a specific ethanol concentration defined by the vapor-liquid equilibrium is obtained at the uppermost portion. Here, when the amount of steam supplied to the distillation column is increased, the amount of distillate increases due to the increase in the amount of heat supplied, and the ethanol vapor in the gas phase is diluted due to the increased amount of steam. Lower than the prescribed ethanol concentration. On the other hand, if the amount of steam supplied to the distillation column is reduced, the amount of distillate will decrease due to the decrease in the amount of heat supplied, so that a larger amount of ethanol moves to the bottom of the distillation column and is discharged as a bottoms. Loss increases. However, since there is a liquid mixture close to the ethanol concentration of the supplied ethanol fermentation liquid in the uppermost part, a gas-liquid equilibrium relationship corresponding to the ethanol concentration of the ethanol fermentation liquid is established.
That is, in the present invention, the gas-liquid equilibrium limit point is, in principle, a gas-liquid equilibrium relationship corresponding to the ethanol concentration of the supplied ethanol fermentation liquid, and is obtained at the uppermost stage of the distillation column. This is the point where the amount of mixed steam is maximized.

本発明の発酵液の脱水精製処理方法において、好ましい態様は以下のとおりである。
本発明の発酵液の脱水精製処理方法において、前記蒸留塔の最下段部に供給するスチームの供給量が、前記目標スチーム供給量の90%を越え且つ110%未満、より好ましくは95%を越え且つ105%未満、さらに好ましくは98%を越え且つ102%未満の範囲内で制御されるのが好ましい(第2発明)。
また、前記蒸留塔の最下段部に供給するスチームの供給量が、発酵液を供給する前記蒸留塔の最上段部の温度変化に基づいて制御されるのが好ましい(第3発明)。
また、前記蒸留塔に供給される前の発酵液に対し、例えば水酸化ナトリウムや水酸化カリウム、水酸化カルシウムなどの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4発明)。
また、前記発酵液が、エタノール発酵液またはアセトン・ブタノール発酵液であるのが好ましい(第5発明)。
In the method for dehydrating and purifying a fermentation broth according to the present invention, preferred embodiments are as follows.
In the method for dehydrating and purifying a fermented liquid according to the present invention, the supply amount of steam supplied to the lowest stage of the distillation column is more than 90% and less than 110%, more preferably more than 95% of the target steam supply amount. And it is preferably controlled within the range of less than 105%, more preferably more than 98% and less than 102% (second invention).
Moreover, it is preferable that the supply amount of the steam supplied to the lowermost part of the distillation column is controlled based on the temperature change of the uppermost part of the distillation column supplying the fermentation liquor (third invention).
Further, it is preferable that a neutralization treatment for neutralizing by adding an alkali component such as sodium hydroxide, potassium hydroxide or calcium hydroxide to the fermentation broth before being supplied to the distillation tower is preferably included (No. 4 invention).
The fermentation broth is preferably an ethanol fermentation broth or an acetone / butanol fermentation broth (the fifth invention).

前記目的を達成するために、本発明による発酵液の脱水精製処理システムは、
発酵により生成される発酵主生成物を含有する発酵液から発酵主生成物を精製する発酵液の脱水精製処理システムであって、
最上段部に前記発酵液が供給されるとともに最下段部にスチームが供給され、発酵主生成物および水の混合蒸気を発生させる蒸留塔と、
前記蒸留塔の塔頂から送り出される前記混合蒸気を分離膜を用いて脱水する脱水手段と、
前記蒸留塔の最上段部における前記発酵主生成物と水との気液平衡限界点のスチームの供給量を目標スチーム供給量として定め、前記蒸留塔の最下段部に供給するスチームの供給量をその目標スチーム供給量に一致させるように制御するスチーム流量制御手段と
を備えることを特徴とするものである(第6発明)。
In order to achieve the above object, a dehydration purification processing system for a fermentation broth according to the present invention comprises:
A fermentation liquid dehydration purification system for purifying a fermentation main product from a fermentation liquid containing a fermentation main product produced by fermentation,
A distillation column in which the fermentation liquid is supplied to the uppermost stage and steam is supplied to the lowermost part to generate a mixed steam of the main fermentation product and water,
Dehydration means for dehydrating the mixed vapor sent from the top of the distillation column using a separation membrane;
The supply amount of steam at the vapor-liquid equilibrium limit point of the fermentation main product and water in the uppermost part of the distillation column is determined as a target steam supply amount, and the supply amount of steam supplied to the lowermost part of the distillation column is It is characterized by comprising a steam flow rate control means for controlling to match the target steam supply amount (sixth invention).

本発明の発酵液の脱水精製処理システムにおいて、好ましい態様は以下のとおりである。
本発明の発酵液の脱水精製処理システムにおいて、発酵液を供給する前記蒸留塔の最上段部の温度変化を測定する温度測定手段の測定結果に基づいて前記スチーム流量制御手段を制御する制御機構が設けられるのが好ましい(第7発明)。
また、前記蒸留塔の塔頂から前記脱水手段に向けて送り出される前記混合蒸気の一部を凝縮して凝縮液を生成する凝縮器と、前記蒸留塔の塔頂部内部における前記混合蒸気の流れ経路途中に配され、該混合蒸気が通過可能で前記凝縮器からの凝縮液を滞留させる凝縮液滞留手段とが設けられるのが好ましい(第8発明)。
In the dehydration purification processing system for a fermentation broth of the present invention, preferred embodiments are as follows.
In the fermentation liquid dehydration purification processing system of the present invention, a control mechanism for controlling the steam flow rate control means based on the measurement result of the temperature measurement means for measuring the temperature change of the uppermost part of the distillation column supplying the fermentation liquid. It is preferable to be provided (seventh invention).
A condenser that condenses a part of the mixed vapor sent from the top of the distillation column toward the dehydrating unit to generate a condensate; and a flow path of the mixed vapor inside the top of the distillation column It is preferable to provide a condensate retention means that is disposed in the middle and allows the mixed vapor to pass therethrough and retains the condensate from the condenser (the eighth invention).

前述したように、気液平衡限界点のスチーム供給量を越えてスチーム供給量を増加させた場合には、蒸留塔の最上段部における発酵主生成物および水の混合蒸気が過剰のスチームで希釈されるため、蒸留塔最上段部における混合蒸気中の発酵主生成物濃度が気液平衡の上限濃度よりも低くなり、分離膜への発酵主生成物供給量当たりのスチーム供給量が増えることになる。すなわち、必要なエネルギが増加するにも拘わらず、留出する混合蒸気のエタノール濃度が低くなるので精製効率の点で好ましくない。
また、気液平衡限界点のスチーム供給量以下にスチーム供給量を減少した場合には、スチームの供給量不足のため、蒸留塔の缶出液中の発酵主生成物濃度が高くなって、発酵主生成物そのものの損出となる。さらに排水中に発酵主生成物が存在するから、排水処理設備まで必要な場合も起こりうる。すなわち、発酵主生成物のロスが増大すると共に、缶出液を更に別の装置で処理する必要が生じることがあるので好ましくない。
気液平衡限界点付近で運転する場合には、蒸留塔最上段部における混合蒸気中の発酵主生成物濃度が気液平衡の上限濃度で推移し、分離膜への発酵主生成物供給量当たりのスチーム供給量が略最小に抑えられるとともに、蒸留塔の缶出液中の発酵主生成物濃度も低く抑えることができる。
As described above, when the steam supply rate is increased beyond the steam supply rate at the vapor-liquid equilibrium limit point, the mixed steam of the fermentation main product and water in the uppermost stage of the distillation column is diluted with excess steam. Therefore, the concentration of the main fermentation product in the mixed steam at the uppermost part of the distillation column is lower than the upper limit concentration of vapor-liquid equilibrium, and the steam supply per fermentation main product supply to the separation membrane increases. Become. That is, although the required energy increases, the ethanol concentration of the mixed vapor to be distilled becomes low, which is not preferable in terms of purification efficiency.
In addition, if the steam supply amount is reduced below the steam supply amount at the vapor-liquid equilibrium limit point, the concentration of the main fermentation product in the bottoms of the distillation tower will increase due to the lack of steam supply amount. The main product itself is lost. Furthermore, since the main fermentation product is present in the wastewater, there may be cases where wastewater treatment facilities are required. That is, the loss of the fermentation main product is increased, and the bottoms may need to be further processed by another device, which is not preferable.
When operating near the vapor-liquid equilibrium limit point, the concentration of the main fermentation product in the mixed steam at the top of the distillation column changes at the upper limit of the vapor-liquid equilibrium, and the amount of fermentation main product supplied to the separation membrane As a result, the concentration of the main fermentation product in the bottoms of the distillation column can be kept low.

第1発明の発酵液の脱水精製処理方法によれば、蒸留塔の最上段部における発酵主生成物と水との気液平衡限界点のスチームの供給量が目標スチーム供給量として定められ、蒸留塔の最下段部に供給するスチームの供給量をその目標スチーム供給量に一致させるように制御されるので、分離膜への発酵主生成物供給量当たりのスチーム供給量を略最小に抑えることができるとともに、缶出液中の発酵主生成物濃度も低く抑えることができる。したがって、発酵主生成物の損出を低く抑え、かつ省エネルギ化を十分に図ることができるという効果がある。また缶出液も複雑な後処理をする必要がなくなるという効果もある。   According to the method for dehydrating and purifying a fermented liquid of the first invention, the supply amount of steam at the vapor-liquid equilibrium limit point of the main fermentation product and water in the uppermost part of the distillation column is determined as the target steam supply amount. Since the amount of steam supplied to the bottom stage of the tower is controlled so as to match the target steam supply amount, the steam supply amount per fermentation main product supply amount to the separation membrane can be substantially minimized. In addition, the concentration of the main fermentation product in the bottoms can be kept low. Therefore, there is an effect that the loss of the fermentation main product can be suppressed and energy saving can be sufficiently achieved. In addition, the bottoms need not be subjected to complicated post-treatment.

なお、脱水精製処理に供される発酵液が、エタノール発酵液またはアセトン・ブタノール発酵液である場合、分離膜で水分を分離するのに好適な温度範囲にて脱水処理を実施することができる   In addition, when the fermentation liquid used for the dehydration purification process is an ethanol fermentation liquid or an acetone / butanol fermentation liquid, the dehydration process can be performed in a temperature range suitable for separating water with a separation membrane.

また、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。   In addition, by adopting a superheat treatment that superheats the mixed steam before being dehydrated by the separation membrane, condensation on the separation membrane surface of the mixed vapor can be suppressed, and the dehydration process can be performed more smoothly and the separation membrane. Can extend the life cycle.

また、蒸留塔に供給される前の発酵液に対しアルカリ成分を添加して中和する中和処理を採用することにより、脱水精製処理の際に得られる無水の発酵主生成物成分中への酸の混入を確実に防ぐことができる。   In addition, by adopting a neutralization treatment that neutralizes by adding an alkali component to the fermentation liquor before being supplied to the distillation tower, the anhydrous fermented main product component obtained during the dehydration purification treatment is added. It is possible to reliably prevent acid contamination.

次に、第6発明の発酵液の脱水精製処理システムは、第1発明の発酵液の脱水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。   Next, the fermentation liquid dehydration purification treatment system of the sixth invention relates to an embodiment of a system for embodying the fermentation liquid dehydration purification processing method of the first invention, and has the same effects as the first invention. It plays.

また、第6発明において、蒸留塔の塔頂から脱水手段に向けて送り出される混合蒸気の一部を凝縮して凝縮液を生成する凝縮器と、蒸留塔の塔頂部内部における混合蒸気の流れ経路途中に配され、混合蒸気が通過可能で凝縮器からの凝縮液を滞留させる凝縮液滞留手段を採用することによって、その混合蒸気に同伴する不純物を含んだ飛沫が捕捉されるので、分離膜に不純物が付着・堆積するのを防止することができ、脱水濃縮性能を良好に維持することができる。   Further, in the sixth invention, a condenser for condensing a part of the mixed vapor sent from the top of the distillation tower toward the dehydrating means to generate a condensate, and a flow path of the mixed steam inside the top of the distillation tower By adopting condensate retention means that is arranged in the middle and through which the mixed vapor can pass and that retains the condensate from the condenser, droplets containing impurities accompanying the mixed vapor are captured, so the separation membrane Impurities can be prevented from adhering and depositing, and the dehydration concentration performance can be maintained well.

なお、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、長期に亘って脱水精製処理システムの安定運転を達成することできる。   Here, as the separation membrane, a stable operation of the dehydration purification system is achieved over a long period of time by adopting a polyimide membrane (aromatic polyimide) having excellent heat resistance and solvent resistance and a long membrane life. I can.

本発明の一実施形態に係るエタノール発酵液の脱水精製処理システムの概略構成図である。It is a schematic block diagram of the dehydration purification processing system of the ethanol fermentation liquid which concerns on one Embodiment of this invention. 塔頂蒸気エタノール濃度対(スチーム/エタノール)供給量比の関係を表わす図である。It is a figure showing the relationship between tower top vapor ethanol concentration vs. (steam / ethanol) supply amount ratio. 塔頂蒸気ブタノール濃度対(スチーム/ブタノール)供給量比の関係を表わす図である。It is a figure showing the relationship of tower top vapor | steam butanol concentration versus (steam / butanol) supply ratio. 気液平衡下におけるエタノール濃度対温度の関係を表わす図である。It is a figure showing the relationship of ethanol concentration versus temperature under vapor-liquid equilibrium. 不純物含有飛沫捕捉手段を模式的に表わした構造説明図である。It is structure explanatory drawing which represented the impurity containing droplet capture | acquisition means typically.

次に、本発明による発酵液の脱水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。   Next, specific embodiments of the method for dehydrating and purifying a fermentation broth according to the present invention and the system thereof will be described with reference to the drawings.

図1に示されるエタノール発酵液の脱水精製処理システム1において、原液タンク2に溜められたエタノール発酵液は、原液送給ポンプ3によって、予熱器4を通して所定段数の蒸留塔(「もろみ塔」とも呼ばれる。)5の最上段部に送り込まれる。ここで、エタノール発酵液を蒸留塔5の最上段部に供給するのは、通常の蒸留塔では行われる還流を行うことなく、塔内で発生した蒸気を全て後述する分離器12に送り込むためである。   In the ethanol fermentation liquid dehydration and purification treatment system 1 shown in FIG. 1, the ethanol fermentation liquid stored in the raw liquid tank 2 is fed by a raw liquid feed pump 3 through a preheater 4 to a predetermined number of distillation towers (“Moromi tower”). It is sent to the uppermost part of 5. Here, the ethanol fermentation liquor is supplied to the uppermost part of the distillation column 5 because all the steam generated in the column is sent to the separator 12 described later without performing the reflux performed in a normal distillation column. is there.

なお、エタノール発酵液中には蟻酸、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、発酵条件等により変化する。酸類がミストとして蒸留塔5の塔頂部蒸気中に混入する恐れがあるから、例えばエタノール発酵液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に供給される前のエタノール発酵液に対し中和処理を施し、この中和処理が施された後のエタノール発酵液を蒸留塔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、後工程で得られる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。   Note that acids such as formic acid, acetic acid, succinic acid, and lactic acid are present in the ethanol fermentation broth. The amount of acid present varies depending on the starting material, the type of yeast or fungus, fermentation conditions, and the like. Since acids may be mixed as mist in the vapor at the top of the distillation column 5, before being supplied to the distillation column 5, for example, by adding an alkali component to the stock solution tank 2 in which the ethanol fermentation liquid is stored. It is preferable to neutralize the ethanol fermentation liquid and supply the ethanol fermentation liquid after the neutralization process to the distillation column 5. By performing this neutralization treatment, it is possible to reliably prevent acid from being mixed into the absolute ethanol obtained in the subsequent step.

蒸留塔5の塔底部(最下段部)には、蒸留塔5内部でエタノール発酵液を蒸発させて蒸留処理を行うためのスチームが直接吹き込まれる。このスチームの流量を制御するスチーム流量制御手段6は、蒸留塔5の塔底部にスチームを供給するためのスチーム供給管路7に設けられるスチーム流量センサ8および蒸留塔供給スチーム流量調節弁9と、このスチーム流量調節弁9の弁開度を調節するスチーム流量調節器10とを備えて構成されている。
ここで、蒸留塔5の最上段部の供給液の影響を受けない位置に蒸留塔塔頂部温度センサ36(本発明の「温度測定手段」に相当する。)が設置されるとともに、蒸留塔外部に蒸留塔塔頂部温度調節器37が設置されている。蒸留塔塔頂部温度センサ36は、微小なスチームの供給量の変動に対する蒸留塔5の最上段部の温度変化を測定する。蒸留塔塔頂部温度調節器37は、蒸留塔塔頂部温度センサ36の測定結果から所定の演算を実行し、その演算結果に基づく制御信号をスチーム流量調節器10に送信する。
蒸留塔塔頂部温度センサ36と蒸留塔塔頂部温度調節器37とにより制御機構38が構成され、この制御機構38は、蒸留塔塔頂部温度センサ36の測定結果に基づいてスチーム流量制御手段6を制御する。
なお、図1中には熱源であるスチームを蒸留塔5に直接供給する場合を示したが、伝熱管を通じて間接加熱により熱を供給してもよい。
Steam for performing a distillation treatment by evaporating the ethanol fermentation liquid inside the distillation column 5 is directly blown into the bottom (lowermost part) of the distillation column 5. The steam flow rate control means 6 for controlling the flow rate of the steam includes a steam flow rate sensor 8 and a distillation column supply steam flow rate control valve 9 provided in a steam supply line 7 for supplying steam to the bottom of the distillation column 5; The steam flow rate adjusting valve 9 is provided with a steam flow rate adjuster 10 for adjusting the valve opening degree.
Here, a distillation column tower top temperature sensor 36 (corresponding to the “temperature measuring means” of the present invention) is installed at a position not affected by the supply liquid at the uppermost stage of the distillation column 5 and the outside of the distillation column. A distillation column tower top temperature controller 37 is installed. The distillation tower top temperature sensor 36 measures the temperature change of the uppermost part of the distillation tower 5 with respect to fluctuations in the supply amount of minute steam. The distillation column tower top temperature controller 37 executes a predetermined calculation from the measurement result of the distillation column tower top temperature sensor 36 and transmits a control signal based on the calculation result to the steam flow controller 10.
The distillation tower top temperature sensor 36 and the distillation tower top temperature controller 37 constitute a control mechanism 38, which controls the steam flow rate control means 6 based on the measurement result of the distillation tower top temperature sensor 36. Control.
In addition, although the case where steam which is a heat source is directly supplied to the distillation column 5 is shown in FIG. 1, heat may be supplied by indirect heating through a heat transfer tube.

こうして、蒸留塔5においては、エタノール発酵液からエタノール(発酵主生成物)および水の混合蒸気を発生させる蒸留処理が行われる。この蒸留処理によって発生されたエタノール−水混合蒸気は、蒸留塔5の塔頂から送り出されて過熱器11に送り込まれる。   Thus, in the distillation column 5, a distillation process is performed in which a mixed steam of ethanol (fermentation main product) and water is generated from the ethanol fermentation liquid. The ethanol-water mixed steam generated by this distillation treatment is sent out from the top of the distillation column 5 and sent into the superheater 11.

過熱器11に送り込まれたエタノール−水混合蒸気は、過熱器11にてスーパーヒートされた後に分離器12(本発明の「脱水手段」に相当する。)に送り込まれる。こうして、後述する分離膜13によって脱水されるエタノール−水混合蒸気を過熱する過熱処理を行うことにより、エタノール−水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13のライフサイクルを延ばすことができる。なお、過熱器11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。   The ethanol-water mixed steam sent to the superheater 11 is superheated by the superheater 11 and then sent to the separator 12 (corresponding to the “dehydration means” of the present invention). Thus, by performing a heat treatment to superheat the ethanol-water mixed vapor dehydrated by the separation membrane 13 described later, condensation of the ethanol-water mixed vapor on the separation membrane surface can be suppressed, and the dehydration treatment becomes smoother. In addition, the life cycle of the separation membrane 13 can be extended. In the present embodiment, the superheater 11 employs a method of superheating ethanol-water mixed steam using steam, but is not limited to this, and an electric heater is used for ethanol-water. You may employ | adopt the thing of the system which heats mixed steam.

分離器12は、水蒸気を選択的に透過させる分離膜13と、この分離膜13によって仕切られる分離器加圧側室14および分離器減圧側室15とを備えて構成されている。分離器加圧側室14は、過熱器11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14の下流には、分離膜非透過ベーパー凝縮器16が配されている。また、分離器減圧側室15の下流には、分離膜透過ベーパー凝縮器17および真空ポンプ18がそれぞれ配され、この分離膜透過ベーパー凝縮器17による凝縮作用と真空ポンプ18の稼働によって分離器減圧側室15が減圧に保たれるようになっている。   The separator 12 includes a separation membrane 13 that selectively permeates water vapor, and a separator pressurization side chamber 14 and a separator pressure reduction side chamber 15 that are partitioned by the separation membrane 13. The separator pressurizing side chamber 14 is a chamber into which the ethanol-water mixed steam after being superheated by the superheater 11 is sent, and a separation membrane non-permeating vapor condenser is disposed downstream of the separator pressurizing side chamber 14. 16 is arranged. Further, a separation membrane permeation vapor condenser 17 and a vacuum pump 18 are respectively arranged downstream of the separator decompression side chamber 15, and the separator decompression side chamber is operated by the condensing action by the separation membrane permeation vapor condenser 17 and the operation of the vacuum pump 18. 15 is kept under reduced pressure.

なお、分離膜透過ベーパー凝縮器17による凝縮作用によって分離器減圧側室15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18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18の稼働は極僅かで済む。また、分離器加圧側室14と分離器減圧側室15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。   Since the separator pressure-reducing side chamber 15 can be kept at a predetermined degree of vacuum (60 to 100 torr) by the condensing action by the separation membrane permeation vapor condenser 17, the vacuum pump 18 is increased in the operation or in the system pressure. For example, the vacuum pump 18 can be operated only temporarily. In addition, the larger the pressure difference between the separator pressurizing side chamber 14 and the separator depressurizing side chamber 15 is, the more the target separation can be realized with a smaller membrane area. Therefore, it is preferable to operate the distillation column 5 in a constantly pressurized state.

分離器加圧側室14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13を透過することによってその分離器加圧側室14側に98〜99質量%のエタノール蒸気が得られる。水分濃度をさらに低下させた無水エタノール(エタノール濃度99.6質量%以上)が必要な場合には、例えば特開平5−177111号公報に開示されている技術を適用することにより、すなわち製品である無水エタノールの一部を分離器減圧側室15に導入して分離膜13を透過した透過ベーパーをパージすることにより、無水エタノールを得ることができる。   When the ethanol-water mixed steam after superheating is fed into the separator pressurizing side chamber 14, water vapor selectively permeates through the separation membrane 13, whereby 98 to 99% by mass of ethanol is introduced into the separator pressurizing side chamber 14 side. Steam is obtained. When absolute ethanol (ethanol concentration 99.6% by mass or more) with a further reduced water concentration is required, it is a product by applying the technology disclosed in, for example, Japanese Patent Laid-Open No. 5-177111. By introducing a part of absolute ethanol into the separator pressure-reducing side chamber 15 and purging the permeated vapor that has permeated the separation membrane 13, absolute ethanol can be obtained.

本実施形態においては、分離器加圧側室14からの無水エタノール蒸気の一部を分離器減圧側室15へと導くパージ用製品蒸気供給管路19を設け、パージ用製品蒸気流量センサ21、パージ用製品蒸気流量調節弁22およびパージ用製品蒸気流量調節器23よりなるパージ用製品蒸気流量制御手段20にてパージ用製品蒸気供給管路19を流れる無水エタノール蒸気の流量を制御し、この流量制御された無水エタノール蒸気を分離器減圧側室15に導入して分離膜13を透過した透過ベーパーをパージするようにしているから、分離器加圧側室14と分離器減圧側室15との間に大きな水蒸気分圧差を生じさせることができる。なお、パージ直後の減圧側水蒸気分圧は高圧側水蒸気分圧の圧力比P2/P1(P2:減圧側圧力60〜100Torr、P1:0.1〜0.23MPaG=1500〜2500Torr)で表わされる。   In this embodiment, a purge product vapor supply line 19 is provided to guide a part of absolute ethanol vapor from the separator pressurization side chamber 14 to the separator decompression side chamber 15. The purge product vapor flow rate control means 20 comprising the product vapor flow rate control valve 22 and the purge product vapor flow rate regulator 23 controls the flow rate of absolute ethanol vapor flowing through the purge product vapor supply line 19, and this flow rate is controlled. Since the absolute ethanol vapor is introduced into the separator pressure-reducing side chamber 15 and the permeated vapor that has permeated through the separation membrane 13 is purged, a large water vapor content is generated between the separator pressure-side chamber 14 and the separator pressure-reducing side chamber 15. A pressure difference can be generated. The reduced-pressure side steam partial pressure immediately after the purge is represented by the pressure ratio P2 / P1 of the high-pressure side steam partial pressure (P2: reduced pressure-side pressure 60 to 100 Torr, P1: 0.1 to 0.23 MPaG = 1500 to 2500 Torr).

分離器減圧側室15へパージしなかった残りの無水エタノール蒸気は、分離膜非透過ベーパー凝縮器16に導入され、この分離膜非透過ベーパー凝縮器16による凝縮によって製品としての無水エタノールとされる。一方、分離膜13を透過した水蒸気は、分離器減圧側室15から分離膜透過ベーパー凝縮器17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24に溜められた後に、分離膜透過液排出ポンプ25の作動によって原液タンク2に還流される。   The remaining anhydrous ethanol vapor that has not been purged to the separator pressure-reducing side chamber 15 is introduced into the separation membrane non-permeating vapor condenser 16 and is condensed into the anhydrous ethanol as a product by the condensation by the separation membrane non-permeating vapor condenser 16. On the other hand, the water vapor that has permeated through the separation membrane 13 is introduced into the separation membrane permeation vapor condenser 17 from the separator decompression side chamber 15 and condensed, and the condensate obtained by this condensation is stored in the separation membrane permeate receiver 24. After that, the separation membrane permeate discharge pump 25 is operated to be refluxed to the stock solution tank 2.

ところで、図1に示されるエタノール発酵液の脱水精製処理システム1においては、分離膜13を透過した透過ベーパーの凝縮液および分離器減圧側室15へパージした無水エタノール蒸気の凝縮液が、分離膜透過液受器24から原液タンク2へリサイクルするようにされている。このようにリサイクルすると、蒸留塔5に供給される発酵液中のエタノール濃度が絶えず変化するので、説明の都合上、以下においては、蒸留塔5に供給される発酵液中のエタノール濃度が一定であるという条件の下での省エネルギ運転を実現する方法について説明する。   By the way, in the ethanol fermentation liquid dehydration purification system 1 shown in FIG. 1, the permeated vapor condensate that has permeated through the separation membrane 13 and the anhydrous ethanol vapor condensate purged into the separator pressure-reducing side chamber 15 are permeated through the separation membrane. The liquid receiver 24 is recycled to the stock solution tank 2. Recycling in this manner constantly changes the ethanol concentration in the fermentation broth supplied to the distillation column 5. For convenience of explanation, in the following, the ethanol concentration in the fermentation broth supplied to the distillation column 5 is constant. A method for realizing energy-saving operation under the condition of being present will be described.

本実施形態の脱水精製処理システム1の運転に必要とされるエネルギとしては、蒸留塔5へ供給するスチームのエネルギ、過熱器11へ供給するスチームのエネルギ、真空ポンプ18その他のポンプ類3,25を動かすためのエネルギが考えられ、一番大きなエネルギは蒸留塔5へ供給するスチームのエネルギである。そこで、蒸留塔5への供給エタノール当り最小のスチーム量で最大のエタノール蒸気量が得られる条件を述べる。   The energy required for the operation of the dehydration purification processing system 1 of the present embodiment includes the energy of steam supplied to the distillation column 5, the energy of steam supplied to the superheater 11, the vacuum pump 18 and other pumps 3, 25. The energy for moving the steam is considered, and the largest energy is the energy of the steam supplied to the distillation column 5. Therefore, conditions for obtaining the maximum amount of ethanol vapor with the minimum amount of steam per ethanol supplied to the distillation column 5 will be described.

蒸留塔5への供給スチーム量が多すぎると、塔頂(最上段部)で蒸発したエタノールが過剰に供給されたスチームによって希釈されたことに相当し、後工程の分離膜13での水蒸気分離の負荷が増加する。蒸留塔5への供給スチーム量を下げていくと、塔頂エタノール蒸気組成と液組成は平衡組成に達する。この点が気液平衡限界点である。この平衡に達した時の塔頂蒸気組成を分離器加圧側室14へ供給すれば最適の省エネルギ化が図れる。また、この気液平衡限界点では、蒸留塔5の缶出液中のエタノール濃度が抑制されるので、缶出液を追加の処理なしで排出処理ができる。例えば100ppm以下になるように蒸留塔の設計を行うことができ、エタノールのロスも少なく無駄な設備投資も抑制することができる。蒸留塔5への供給スチーム量をさらに低下すると、塔頂液に平衡な塔頂蒸気は得られるが、スチーム量が不足するため、蒸気側へ移動するエタノール量が低下し、缶出液として排出されるエタノール量が増加する。気液平衡限界点周辺で運転すれば、缶出液として排出されるエタノール量を好適に抑えることができる。また、缶出液のエタノール濃度が100ppm以下になるように好適に抑えることができる。   If the amount of steam supplied to the distillation column 5 is too large, this corresponds to the fact that ethanol evaporated at the top (uppermost part) is diluted by the excessively supplied steam, and the water vapor separation in the separation membrane 13 in the subsequent step The load increases. As the amount of steam supplied to the distillation column 5 is lowered, the top ethanol vapor composition and the liquid composition reach an equilibrium composition. This is the vapor-liquid equilibrium limit point. Optimum energy saving can be achieved by supplying the vapor composition at the top of the tower when this equilibrium is reached to the separator pressurizing side chamber 14. Moreover, since the ethanol concentration in the bottoms of the distillation column 5 is suppressed at this vapor-liquid equilibrium limit point, the bottoms can be discharged without additional processing. For example, the distillation tower can be designed so as to be 100 ppm or less, and there is little loss of ethanol, and wasteful capital investment can be suppressed. If the amount of steam supplied to the distillation column 5 is further reduced, the top vapor in equilibrium with the top liquid can be obtained. However, since the amount of steam is insufficient, the amount of ethanol that moves to the vapor side is reduced and discharged as bottoms. Increased amount of ethanol. By operating around the vapor-liquid equilibrium limit point, the amount of ethanol discharged as bottoms can be suitably suppressed. Moreover, it can suppress suitably so that the ethanol concentration of bottoms may become 100 ppm or less.

次に、原液タンク2から蒸留塔5に供給されるエタノール発酵液中のエタノール濃度が10.3質量%で一定の原液を用い、分離膜13を透過した成分および分離器減圧側室15へパージした成分をリサイクルしない場合について、最適の省エネルギ運転方法について述べる。   Next, a constant stock solution having an ethanol concentration of 10.3% by mass in the ethanol fermentation solution supplied from the stock solution tank 2 to the distillation column 5 was purged to the components permeated through the separation membrane 13 and the separator decompression side chamber 15. In the case where the components are not recycled, the optimum energy saving operation method will be described.

まず、分離器加圧側室14の下流側に設けられている分離膜加圧側圧力センサ26、分離膜加圧側圧力調節弁27および分離膜加圧側圧力調節器28と、分離器減圧側室15の下流側に設けられている分離膜減圧側圧力センサ29、分離膜減圧側圧力調節弁30および分離膜減圧側圧力調節器31とにより、系内圧力を所定の圧力に調節する。分離膜13の高圧側圧力を一定に保つことで蒸留塔5の塔頂圧および塔底圧を一定に保つ。なお、分離器減圧側室15側においては、系内真空度の高低に応じて真空ポンプ18を適宜ON/OFFさせることにより、系内圧力の安定化を図る。   First, the separation membrane pressurization side pressure sensor 26, the separation membrane pressurization side pressure control valve 27, the separation membrane pressurization side pressure regulator 28, and the downstream side of the separator decompression side chamber 15 provided downstream of the separator pressurization side chamber 14. The system pressure is adjusted to a predetermined pressure by the separation membrane pressure reduction side pressure sensor 29, the separation membrane pressure reduction side pressure control valve 30, and the separation membrane pressure reduction side pressure regulator 31 provided on the side. The top pressure and bottom pressure of the distillation column 5 are kept constant by keeping the high pressure side pressure of the separation membrane 13 constant. On the separator decompression side chamber 15 side, the system pressure is stabilized by appropriately turning on / off the vacuum pump 18 according to the level of the system vacuum.

系内圧力が安定状態になれば、蒸留塔5の最下段部に所定量のスチームをスチーム流量制御手段6で流量調整しながら吹き込む。また、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32、原液流量調節弁33および原液流量調節器34により、原液タンク2からのエタノール発酵液を流量調整しながら予熱器4を通して蒸留塔5の最上段部に送給する。ここで、原液タンク2からのエタノール発酵液は蒸留塔5を出た缶出液と予熱器(熱交換器)4で熱交換されて100℃以上に加熱された後、蒸留塔5の最上段部に供給される。   When the system pressure becomes stable, a predetermined amount of steam is blown into the lowermost stage of the distillation column 5 while the flow rate is adjusted by the steam flow rate control means 6. In addition, the ethanol fermentation liquid from the raw liquid tank 2 is operated by operating the raw liquid feed pump 3 and the raw liquid flow rate sensor 32, the raw liquid flow rate adjustment valve 33, and the raw solution flow rate regulator 34 arranged downstream of the raw liquid supply pump 3. Is fed to the uppermost stage of the distillation column 5 through the preheater 4 while adjusting the flow rate. Here, the ethanol fermentation liquor from the stock solution tank 2 is subjected to heat exchange with the bottoms from the distillation column 5 by the preheater (heat exchanger) 4 and heated to 100 ° C. or higher, and then the uppermost stage of the distillation column 5. Supplied to the department.

蒸留塔5の最上段部に供給される発酵液の発酵主生成物と水との混合液中のエタノール濃度、温度、供給量および蒸留塔の段数に対して、蒸留塔5の最下段部に供給されるスチームの供給量、蒸留塔5の最上段部におけるエタノール−水混合蒸気中のエタノール濃度および蒸留塔5の缶出液中のエタノール濃度が決まる。この関係を表1に示す。   In the lowermost part of the distillation column 5 with respect to the ethanol concentration, temperature, supply amount and the number of stages of the distillation tower in the mixed liquid of the fermentation main product and water of the fermentation liquid supplied to the uppermost part of the distillation tower 5 The amount of steam to be supplied, the ethanol concentration in the ethanol-water mixed steam at the uppermost stage of the distillation column 5 and the ethanol concentration in the bottoms of the distillation column 5 are determined. This relationship is shown in Table 1.

Figure 2009240305
Figure 2009240305

ここで、(スチーム/エタノール)供給量比とは、蒸留塔5の最下段部に供給されるスチームの供給量Qsと蒸留塔5の最上段部に供給されるエタノール発酵液の供給量Qaとの比(Qs/Qa)である。
また、(スチーム/膜エタノール)供給量比とは、蒸留塔5の最下段部に供給されるスチームの供給量Qsと分離器加圧側室14に供給されるエタノールの供給量Qbとの比(Qs/Qb)である。
また、塔頂蒸気中エタノール濃度とは、蒸留塔5の最上段部で発生されて塔頂部内部に溜まっているエタノール−水混合蒸気中のエタノール濃度である。
Here, the (steam / ethanol) supply amount ratio means the supply amount Qs of steam supplied to the lowermost part of the distillation column 5 and the supply amount Qa of ethanol fermentation liquid supplied to the uppermost part of the distillation column 5. Ratio (Qs / Qa).
The (steam / membrane ethanol) supply ratio is the ratio of the supply quantity Qs of steam supplied to the lowest stage of the distillation column 5 and the supply quantity Qb of ethanol supplied to the separator pressurization side chamber 14 ( Qs / Qb).
The ethanol concentration in the top vapor of the tower is the ethanol concentration in the ethanol-water mixed steam that is generated in the uppermost part of the distillation column 5 and accumulated in the top of the tower.

図2(a)に示されるように、(スチーム/エタノール)供給量比を1.43から1.62へと増加させても、塔頂蒸気中エタノール濃度は気液平衡を保っているため、55質量%と一定である。   As shown in FIG. 2 (a), even when the (steam / ethanol) supply ratio is increased from 1.43 to 1.62, the ethanol concentration in the top vapor keeps vapor-liquid equilibrium. It is constant at 55% by mass.

(スチーム/エタノール)供給量比を1.82に上げると、スチームを過剰に供給することに対応して、過剰のスチームで希釈されるため、塔頂蒸気中エタノール濃度が50質量%に低下する。このため、表1に示されるように、(スチーム/膜エタノール)供給量比が1.82へと増え、分離膜13へのエタノール供給量当たりの蒸留塔スチーム供給量が増えることになる。   When the supply ratio of (steam / ethanol) is increased to 1.82, the ethanol concentration in the top vapor is reduced to 50% by mass because it is diluted with excess steam in response to excessive supply of steam. . For this reason, as shown in Table 1, the (steam / membrane ethanol) supply amount ratio increases to 1.82, and the distillation column steam supply amount per ethanol supply amount to the separation membrane 13 increases.

以上から、(スチーム/エタノール)供給量比が1.62のときが気液平衡限界点であり、それ以上にスチーム供給量を増やすと気液平衡が崩れ、過剰のスチームで希釈される。また表1に示されるように、(スチーム/膜エタノール)供給量比が1.62で最小となり、分離膜13へのエタノール供給量当りの蒸留塔スチーム供給量が最小となる。しかも、表1に示されるように、蒸留塔5の缶出液中のエタノール濃度も0.01質量%と低く抑えられている。この(スチーム/エタノール)供給量比1.62の点がまさしく気液平衡限界点である。   From the above, when the (steam / ethanol) supply amount ratio is 1.62, the vapor-liquid equilibrium limit point is reached. When the steam supply amount is further increased, the vapor-liquid equilibrium is lost and the steam is diluted with excess steam. Further, as shown in Table 1, the (steam / membrane ethanol) supply amount ratio becomes minimum at 1.62, and the distillation column steam supply amount per ethanol supply amount to the separation membrane 13 becomes minimum. Moreover, as shown in Table 1, the ethanol concentration in the bottoms of the distillation column 5 is also kept low at 0.01% by mass. This (steam / ethanol) supply ratio 1.62 is exactly the vapor-liquid equilibrium limit point.

(スチーム/エタノール)供給量比が1.43および1.52とスチームの供給量が少ない場合には、表1に示されるように、蒸留塔5の缶出液中エタノール濃度が高く、スチームの供給量不足でエタノールの一部が缶出液として漏れ出ている。これではエタノールそのものの損出となる。このエタノールの損出を最小限に抑えるために、スチームの供給量を下げ過ぎていないかを確認する必要がある。スチームの供給量を下げ過ぎると、蒸留塔5の塔底部の温度がスチームの供給量の低下の度合いに応じて低下するので、蒸留塔5の塔底部の温度を検出する蒸留塔塔底部温度センサ35を設けておき、この蒸留塔塔底部温度センサ35の検出温度を常時モニタリングし、検出温度の低下のないことを確認することで、スチームの供給量を下げ過ぎていないことを確認することができ、缶出液として漏れ出ているエタノールがごく微量であることを確認することができる。   When the supply ratio of (steam / ethanol) is 1.43 and 1.52 and the supply quantity of steam is small, as shown in Table 1, the ethanol concentration in the bottoms of the distillation column 5 is high, A part of ethanol leaks as bottoms due to insufficient supply. This is a loss of ethanol itself. In order to minimize the loss of ethanol, it is necessary to check whether the supply amount of steam has been reduced too much. If the steam supply amount is lowered too much, the temperature at the bottom of the distillation column 5 is lowered in accordance with the degree of decrease in the steam supply amount, so that the temperature at the bottom of the distillation column 5 is detected. 35 is provided, and the temperature detected by the distillation tower bottom temperature sensor 35 is constantly monitored to confirm that there is no decrease in the detected temperature, thereby confirming that the supply amount of steam has not been reduced too much. It can be confirmed that only a very small amount of ethanol is leaking as the bottoms.

本実施形態のエタノール発酵液の脱水精製処理システム1においては、(スチーム/エタノール)供給量比が1.62となるときのスチームの供給量が目標スチーム供給量Qmとして定められる。そして目標スチーム供給量Qmに対する各ケースのスチーム供給量比を表1中に示す。スチーム供給量比対エタノール塔頂側回収率の関係を補間すると、スチーム供給量比90%でエタノール回収率87%、スチーム供給量比95%でエタノール回収率93%となる。一方、スチーム供給量比が100%を超えた場合には、102%でエタノール濃度は54質量%、105%でエタノール濃度は53質量%、110%でエタノール濃度は51質量%、112%でエタノール濃度は50質量%とエタノール濃度が低下するので、100%を超えた分だけスチームのロス(エネルギのロス)を出しながら、精製効率を低下させるので好ましくなくなる。また、脱水処理では、分離膜(特に水蒸気を選択透過する分離膜)に対する負荷の増大となるので好ましくなくなる。但し、エタノールは塔頂蒸気として全量回収される。
以上から気液平衡限界点のスチームの量を目標スチーム量とした時、目標スチーム量に対して、下限は90%を越えるように、好ましくは95%を越えるように、より好ましくは98%を越えるように、特に好ましくは99%を越えるように運転すべきである。また、上限は110%未満、好ましくは105%未満、より好ましくは102%未満、特に好ましくは101%未満で運転すべきである。
In the ethanol fermentation liquid dehydration and purification treatment system 1 of the present embodiment, the steam supply amount when the (steam / ethanol) supply amount ratio is 1.62 is determined as the target steam supply amount Qm. Table 1 shows the ratio of the steam supply amount in each case to the target steam supply amount Qm. When the relationship between the steam supply ratio and the ethanol tower top recovery rate is interpolated, the ethanol recovery rate is 87% when the steam supply ratio is 90%, and the ethanol recovery rate is 93% when the steam supply ratio is 95%. On the other hand, when the steam supply ratio exceeds 100%, the ethanol concentration is 102%, the ethanol concentration is 54% by mass, 105%, the ethanol concentration is 53% by mass, 110%, the ethanol concentration is 51% by mass, and the ethanol concentration is 112%. Since the ethanol concentration is reduced to 50% by mass, the purification efficiency is lowered while producing steam loss (energy loss) by an amount exceeding 100%, which is not preferable. Further, the dehydration process is not preferable because it increases the load on the separation membrane (particularly the separation membrane that selectively permeates water vapor). However, the entire amount of ethanol is recovered as top vapor.
From the above, when the steam amount at the vapor-liquid equilibrium limit point is set as the target steam amount, the lower limit of the target steam amount is over 90%, preferably over 95%, more preferably over 98%. It should be operated so as to exceed 99%. Also, the upper limit should be less than 110%, preferably less than 105%, more preferably less than 102%, particularly preferably less than 101%.

ところで、最上段部に供給される発酵液の発酵主生成物と水との混合液中のエタノール濃度および温度は常に一定ではない。エタノール濃度および温度も僅かに変化するからこれらに対応できる制御法を述べる。
図2(a)に従って説明すると、気液平衡限界点に相当するスチーム供給量を目指して装置を立ち上げ、気液平衡限界点の近辺に持ち込み、その時のスチーム供給量および塔頂段(最上段部)温度(液温度でも混合蒸気温度でも良いが、液温度が測定し易いので、以下液温度(液温)とする。)をそれぞれ流量センサ8および蒸留塔塔頂部温度センサ36により測定する。図2(a)中に開始点を0と表わし、1回目の微小なスチーム増加(ここでは2%の増加で元のスチーム量の1.02倍)を1と表わし、2回目のスチーム増加を2、3回目のスチーム増加を3と表わす。図2(a)中の0と1とは温度変化が殆ど表れない気液平衡域であり、同図中の2と3とはスチーム過剰供給域である。スチームの供給量が増加の方向で、気液平衡域からスチーム過剰供給域へ移動した時には2回目のスチーム過剰供給域を検出した時点で微小なスチーム減少(ここでは2%の減少で元のスチーム量の0.98倍)に切り替える。スチーム過剰供給域から気液平衡域へ移動させ、2回目の気液平衡域を検出した時点で再び、微小なスチーム増加を行い、同じ操作を繰り返すことでスチームの供給量を制御する。
By the way, the ethanol concentration and temperature in the mixed liquid of the fermentation main product of the fermentation liquid supplied to the uppermost stage and water are not always constant. Since the ethanol concentration and temperature also change slightly, a control method that can cope with them will be described.
Referring to FIG. 2 (a), the apparatus is started up aiming at the steam supply amount corresponding to the vapor-liquid equilibrium limit point, brought into the vicinity of the vapor-liquid equilibrium limit point, and the steam supply amount at that time and the top stage (the uppermost stage) Part) Temperature (liquid temperature or mixed vapor temperature may be used, but since the liquid temperature is easy to measure, it is hereinafter referred to as liquid temperature (liquid temperature)) is measured by the flow rate sensor 8 and the distillation column tower top temperature sensor 36, respectively. In Fig. 2 (a), the starting point is represented as 0, and the first minute steam increase (here, 2% increase, 1.02 times the original steam amount) is represented as 1, and the second steam increase is The second and third steam increases are represented as 3. In FIG. 2 (a), 0 and 1 are gas-liquid equilibrium regions in which temperature change hardly appears, and 2 and 3 in FIG. 2 are steam excess supply regions. When moving from the vapor-liquid equilibrium area to the steam oversupply area in the direction of increasing steam supply, a slight steam decrease is detected when the second steam oversupply area is detected (in this case, the original steam is reduced by 2%) (0.98 times the amount). The steam is supplied from the steam excess supply area to the gas-liquid equilibrium area, and when the second gas-liquid equilibrium area is detected, the steam is increased again, and the same operation is repeated to control the supply amount of steam.

次に、蒸留塔5の最上段部に供給される発酵液の発酵主生成物と水との混合液中のエタノール濃度が変化した場合について説明する。図2(b)にはエタノール濃度10.3wt%一定の場合と9.8wt%一定の場合のスチームの供給量を変化させた時の蒸留塔5の塔頂段のエタノール蒸気濃度の変化を示している。今、原液エタノール10.3wt%の液を蒸留塔塔頂段に供給し、気液平衡限界点を挟んで気液平衡域0の点で制御を開始し、1の点へ移り、スチーム過剰供給域2の点と3の点で操作する。エタノール供給濃度が10.3wt%から9.8wt%へ変化し、スチームの供給量を下げたところ、気液平衡域の4と5で操作することとなる。スチームの供給量を上げたところ気液平衡域の6と7で操作し、さらにスチームの供給量を増加させると、スチーム過剰域8と9で操作し、この後スチームの供給量を下げる運転モードに入る。このように原液のエタノール濃度が変動しても気液平衡限界点を挟んだ運転ができる。そしてスチームの供給量の変動幅を小さくすればする程、無駄なスチームの供給を抑えることができる。但し、変動幅を小さくすると、塔頂段の液温の差が小さくて、気液平衡域かスチーム過剰供給域かの判断ができなくなる。また、今まで述べてきた制御法においては、蒸留塔5のスチームの供給量を、目標スチーム供給量に微小スチーム量を加算または減算したものとして扱い、蒸留塔最上段の液温の変化を蒸留塔塔頂部温度センサ36によって測定し、その測定結果に基づいて蒸留塔塔頂部温度調節器37が微小スチームの加算量または減算量の演算を実行し、その演算結果に基づく制御信号を蒸留塔塔頂部温度調節器37からスチーム流量調節器10へと送信して、スチーム流量制御手段6を制御するようにしているから、一つの操作毎に時間を置く必要がある。   Next, the case where the ethanol concentration in the liquid mixture of the fermentation main product of the fermentation liquid supplied to the uppermost part of the distillation column 5 and water will be described. FIG. 2 (b) shows the change in the ethanol vapor concentration at the top of the distillation column 5 when the supply amount of steam is changed when the ethanol concentration is 10.3 wt% constant and when the ethanol concentration is constant 9.8 wt%. ing. Now, supply 10.3 wt% of raw ethanol to the top of the distillation column, start control at the point of gas-liquid equilibrium zone 0 across the gas-liquid equilibrium limit point, move to point 1, and supply excessive steam Operate at the points of zone 2 and point 3. When the ethanol supply concentration is changed from 10.3 wt% to 9.8 wt% and the supply amount of steam is lowered, the operation is performed at 4 and 5 in the gas-liquid equilibrium region. When the steam supply is increased, operation is performed in gas-liquid equilibrium areas 6 and 7, and when the steam supply is increased, operation is performed in steam excess areas 8 and 9 and then the steam supply is reduced. to go into. Thus, even if the ethanol concentration of the stock solution fluctuates, it is possible to operate with the gas-liquid equilibrium limit point in between. As the fluctuation range of the steam supply amount is reduced, the useless supply of steam can be suppressed. However, if the fluctuation range is reduced, the difference in the liquid temperature at the top of the column is small, and it is impossible to determine whether it is a gas-liquid equilibrium region or a steam excess supply region. In the control method described so far, the steam supply amount of the distillation column 5 is treated as the target steam supply amount added or subtracted with a small amount of steam, and the change in the liquid temperature at the top of the distillation column is distilled. The column top temperature sensor 36 measures the column tower top temperature sensor 36, and the distillation tower top temperature controller 37 calculates the amount of addition or subtraction of the minute steam, and the control signal based on the calculation result is sent to the distillation column tower. Since it is transmitted from the top temperature controller 37 to the steam flow controller 10 to control the steam flow controller 6, it is necessary to take time for each operation.

以上、脱水精製処理に供される発酵液がエタノール発酵液である場合について述べてきたが、アセトン・ブタノール発酵液についてもエタノール発酵液と同じように取り扱うことができる。しかし、アセトン・ブタノール発酵液では、発酵主生成物はブタノールであるが、アセトンおよびエタノールがブタノールの4割および1割程度それぞれ存在する。エタノール発酵液の脱水精製処理の場合には少量の副生物を無視すれば、エタノールと水の2成分系の脱水精製処理と考えられ、蒸留に必要なデータは容易に収集することができる。それに対してアセトン・ブタノール発酵液の脱水精製処理の場合には、アセトン、ブタノール、エタノールおよび水の4成分系の脱水精製処理と考えられ複雑である。   As mentioned above, although the case where the fermented liquor used for a dehydration purification process is an ethanol fermented liquid has been described, it can handle also about an acetone and a butanol fermented liquid similarly to an ethanol fermented liquid. However, in the acetone / butanol fermentation broth, the main fermentation product is butanol, but acetone and ethanol are present in about 40% and 10% of butanol, respectively. If a small amount of by-products are ignored in the case of dehydrating and purifying ethanol fermentation broth, it can be considered as a two-component dehydrating and purifying process of ethanol and water, and data necessary for distillation can be easily collected. On the other hand, in the case of the dehydration purification treatment of the acetone / butanol fermentation broth, it is considered to be a four-component dehydration purification treatment of acetone, butanol, ethanol and water and is complicated.

そこで、アセトン・ブタノール発酵液の発酵模擬液を作り、蒸留塔5として段数10段の多孔板塔を用いて省エネルギー的に塔頂蒸気を得るためのデータを収集した。ブタノール0.97質量%、アセトン0.4質量%、エタノール0.11質量%の発酵模擬液を106℃に加熱し、50kg/hの速度で0.19MPaGに加圧された蒸留塔5の最上段部へ供給した。また、蒸留塔5の最下段部へ0.29MPaGに加圧されたスチームを所定量供給した。その結果を表2に示す。   Thus, a fermentation simulation liquid of acetone / butanol fermentation liquid was prepared, and data for obtaining tower-top steam in an energy-saving manner was collected using a perforated plate tower having 10 plates as the distillation column 5. A fermentation simulation liquid of 0.97% by weight of butanol, 0.4% by weight of acetone and 0.11% by weight of ethanol was heated to 106 ° C. and pressurized to 0.19 MPaG at a rate of 50 kg / h. Supplied to the upper stage. Further, a predetermined amount of steam pressurized to 0.29 MPaG was supplied to the lowermost stage of the distillation column 5. The results are shown in Table 2.

Figure 2009240305
Figure 2009240305

図3に示されるように、(スチーム/ブタノール)供給量比を8.1から、8.8、9.2と増加させても、バラツキはあるものの塔頂蒸気中ブタノール濃度は気液平衡を保っており、約19質量%と一定である。
(スチーム/ブタノール)供給量比を、9.5および10.9に上げると、スチームを過剰に供給することに対応して、過剰のスチームで希釈されるため、塔頂蒸気中ブタノール濃度が18.0質量%および14.4質量%に低下する。このため、表2に示されるように、(スチーム/膜ブタノール)供給量比が9.61および10.9へと増え、分離膜13へのブタノール供給量当たりの蒸留塔スチーム供給量が増えることになる。
(スチーム/ブタノール)供給量比が8,8または9.2のとき、塔頂蒸気中ブタノール濃度が気液平衡の上限濃度である約19質量%で推移し、また表2に示されるように、(スチーム/膜ブタノール)供給量比が9.24および9.27で略最小となり、分離膜13へのブタノール供給量当りの蒸留塔スチーム供給量が略最小となる。しかも、表2に示されるように、蒸留塔5の缶出液中のブタノール濃度も0.043質量%および0.009質量%と低く抑えられている。そこで、(スチーム/ブタノール)供給量比を上げた時に、塔頂ブタノール濃度が急減する線を延長して図3中に点線で示し、一方、気液平衡の塔頂ブタノール濃度を19wt%近辺の3点の平均値19.03を取り、縦軸に平行線を点線で引き、交点を図3に示す。この交点がまさしく気液平衡限界点といえる。それゆえ、(スチーム/ブタノール)供給量比が9.1となるときのスチーム供給量を目標スチーム供給量として定める。
表1に示されるエタノール発酵液の場合と同様にスチーム供給量が少ない場合には、缶出液中ブタノール濃度が高く、スチームの供給量不足でブタノールの一部が缶出液として漏れ出ている。
As shown in FIG. 3, even if the (steam / butanol) supply ratio is increased from 8.1 to 8.8, 9.2, the butanol concentration in the top vapor does not reach the vapor-liquid equilibrium. It is kept at about 19% by mass.
Increasing the (steam / butanol) feed ratio to 9.5 and 10.9 dilutes with excess steam in response to excess supply of steam, so the butanol concentration in the top vapor is 18 It decreases to 0.0 mass% and 14.4 mass%. For this reason, as shown in Table 2, the (steam / membrane butanol) feed rate ratio increases to 9.61 and 10.9, and the distillation column steam feed rate per butanol feed rate to the separation membrane 13 increases. become.
When the (steam / butanol) feed ratio is 8, 8 or 9.2, the butanol concentration in the top vapor changes at about 19% by mass, which is the upper limit concentration of vapor-liquid equilibrium, and as shown in Table 2. The (steam / membrane butanol) supply ratio is substantially minimum at 9.24 and 9.27, and the distillation tower steam supply amount per butanol supply amount to the separation membrane 13 is substantially minimum. Moreover, as shown in Table 2, the butanol concentration in the bottoms of the distillation column 5 is also kept low at 0.043 mass% and 0.009 mass%. Therefore, when the (steam / butanol) supply ratio is increased, a line in which the tower top butanol concentration rapidly decreases is extended with a dotted line in FIG. 3, while the tower top butanol concentration in the vapor-liquid equilibrium is around 19 wt%. The average value 19.03 of 3 points | pieces is taken, a parallel line is drawn with a dotted line on the vertical axis | shaft, and an intersection is shown in FIG. This intersection can be said to be the gas-liquid equilibrium limit point. Therefore, the steam supply amount when the (steam / butanol) supply amount ratio is 9.1 is determined as the target steam supply amount.
When the amount of steam supply is small as in the case of the ethanol fermentation liquid shown in Table 1, the butanol concentration in the bottoms is high, and a part of butanol leaks out as bottoms due to insufficient steam supply. .

脱水精製処理に供される発酵液がアセトン・ブタノール発酵液であってもエタノール発酵液の場合と同様に、(スチーム/ブタノール)供給量比が9.1となるときのスチーム供給量が目標スチーム供給量Qm'として定められる。そして目標スチーム供給量Qm'に対する各ケースのスチーム供給量比を表2中に示す。スチーム供給量比対ブタノール塔頂側回収率の関係を補間すると、スチーム供給量比90%でブタノール回収率79%、スチーム供給量比95%でブタノール回収率88%となる。一方、スチーム供給量比が100%を超えた場合には超えた分だけスチームのロスとなる。ブタノールの濃度がエタノールの濃度の1/10程度と低いため、スチーム供給量比95%でエタノール回収率93%であったのに対して、ブタノール回収率は88%である。また、発酵エタノール10質量%の場合、液相濃度1質量%に対する温度変化は0.71℃(図4参照)であり、発酵ブタノール1質量%の場合、液相濃度1質量%に対する温度変化は2.2℃であり、ブタノールの方が液相濃度変化に対する温度変化の感度がよい。
以上のとおりであるから、アセトン・ブタノール発酵液の蒸留運転の場合には、好ましくは、目標スチーム量に対して、下限は95%を越えるように、より好ましくは98%を越えるように、特に好ましくは99%を越えるように運転すべきである。また、好ましくは、目標スチーム量に対して、上限はは105%未満、より好ましくは102%未満、特に好ましくは101%未満で運転すべきである。
Even if the fermentation broth used in the dehydration purification process is an acetone / butanol fermentation broth, the steam supply when the (steam / butanol) feed ratio is 9.1 is the target steam as in the case of the ethanol fermentation broth. It is determined as the supply amount Qm ′. The ratio of the steam supply amount in each case to the target steam supply amount Qm ′ is shown in Table 2. When the relationship between the steam supply ratio and the butanol tower top recovery rate is interpolated, the butanol recovery rate is 79% when the steam supply ratio is 90%, and the butanol recovery rate is 88% when the steam supply ratio is 95%. On the other hand, when the steam supply amount ratio exceeds 100%, the excess steam is lost. Since the concentration of butanol is as low as about 1/10 of the ethanol concentration, the ethanol recovery rate was 93% at a steam supply ratio of 95%, whereas the butanol recovery rate was 88%. In addition, in the case of 10% by mass of fermented ethanol, the temperature change with respect to the liquid phase concentration of 1% by mass is 0.71 ° C. (see FIG. 4). In the case of 1% by mass of fermented butanol, the temperature change with respect to the liquid phase concentration of 1% by mass is The temperature is 2.2 ° C., butanol is more sensitive to temperature changes with respect to liquid phase concentration changes.
As described above, in the distillation operation of the acetone / butanol fermentation broth, the lower limit is preferably more than 95%, more preferably more than 98%, particularly with respect to the target steam amount. Preferably it should be operated above 99%. Preferably, the upper limit should be less than 105%, more preferably less than 102%, particularly preferably less than 101% with respect to the target steam amount.

アセトン・ブタノール発酵液についても原液中の発酵主生成物濃度および温度の変動がある。エタノール発酵液について述べた方法と同様に、蒸留塔最下段部へ供給するスチーム量の微小な変化と塔頂段の液温変化との関係から気液平衡限界点を挟んだ運転を実施して、発酵液主生成物の濃度変化および温度変化に対応した省エネ運転が実施できる。アセトン・ブタノール発酵ではブタノール濃度は高々1質量%までであるので、蒸留塔最上段におけるブタノール濃度対温度の関係は0.1質量%あたり0.2〜0.25℃と割と大きい。   The acetone / butanol fermentation broth also has fluctuations in the concentration and temperature of the main fermentation product in the stock solution. Similar to the method described for the ethanol fermentation broth, the operation was performed with the vapor-liquid equilibrium limit point between the minute change in the amount of steam supplied to the bottom of the distillation column and the change in the liquid temperature at the top of the column. The energy-saving operation corresponding to the concentration change and temperature change of the fermentation broth main product can be carried out. In acetone / butanol fermentation, the butanol concentration is at most 1% by mass, so the relationship between butanol concentration and temperature in the uppermost stage of the distillation column is relatively high at 0.2 to 0.25 ° C. per 0.1% by mass.

ところで、「燃料協会誌」、1988年、第67巻、第12号、p.1038−1051には、30〜94質量%エタノール蒸気、言い換えれば6〜70質量%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99質量%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。この文献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。本実施形態において、分離膜13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。   By the way, “Journal of Fuel Association”, 1988, Vol. 67, No. 12, p. 1038-1051 describes a separation technique in which 30 to 94% by mass ethanol vapor, in other words, 6 to 70% by mass water vapor-containing raw material is supplied to a polyimide membrane module to obtain a dehydrated product of ethanol 99% by mass or more. ing. In the separation technique using the polyimide membrane described in this document, energy for vaporizing the liquid is required. Thereafter, as long as there is a difference between the water vapor partial pressure on the high pressure side and the water vapor partial pressure on the low pressure side, Separation is possible, and the energy for the separation is only the energy of the vacuum pump for maintaining the low pressure. As described above, the polyimide membrane can separate a large amount of moisture in an energy-saving manner, can cope with a wide range of moisture concentrations, and has heat resistance. The pressure can be increased to increase the membrane separation temperature, and the number of membrane modules to be used can be reduced. In addition, it is said that the separation mechanism of the zeolite membrane proceeds in the process of dissolution / diffusion, whereas the separation mechanism of the zeolite membrane proceeds in the adsorption / diffusion process. In terms of durability against impurities, polyimide films are accompanied by the absolute ethanol side of the product if they are not dissolved on the film surface, and are accompanied by the permeation side if they are dissolved. On the other hand, when impurities are adsorbed in the zeolite membrane, the membrane life is shortened. In the present embodiment, as the separation membrane 13, either an organic polyimide membrane (aromatic polyimide) or an inorganic zeolite membrane may be adopted, but a polyimide membrane is adopted from the above. preferable.

なお、本実施形態においては、モジュール化された分離膜13を分離器12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。   In the present embodiment, the mode in which only one modularized separation membrane 13 is mounted on the separator 12 is shown. However, a mode in which a plurality of separation membrane modules are connected in series or in parallel is used. May be. In short, if the amount of mixed vapor supplied to the membrane, the concentration of components, the concentration of absolute ethanol as a product, the operating conditions of the separation membrane (high pressure side pressure, low pressure side pressure, temperature), etc. are determined, the number of separation membrane modules used accordingly And how to place them.

以上、本発明の発酵液の脱水精製処理方法およびそのシステムについて、一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。   As mentioned above, although the dehydration purification processing method and its system of the fermented liquor of this invention were demonstrated based on one embodiment, this invention is not limited to the structure described in the said embodiment, and does not deviate from the meaning. The configuration can be changed as appropriate within the range.

例えば、脱水精製処理に供される発酵液に不純物が多く含まれていて分離膜13に該不純物が付着・堆積する恐れがある場合、蒸留塔5に図5に示されるような不純物含有飛沫捕捉手段40を設けるのがよい。   For example, when there is a large amount of impurities in the fermentation broth used for the dehydration purification process and the impurities may adhere to and deposit on the separation membrane 13, trapping impurities containing droplets as shown in FIG. Means 40 may be provided.

図5に示される不純物含有飛沫捕捉手段40は、蒸留塔5の塔頂から分離器12に向けて送り出される発酵液蒸気(エタノール−水混合蒸気またはブタノール−水混合蒸気)の一部を凝縮して凝縮液を生成する凝縮器41と、蒸留塔5の最上段部5aにおける発酵液蒸気の流れ経路途中に配され、該発酵液蒸気が通過可能で凝縮器41からの凝縮液を滞留させる凝縮液滞留手段42とを備えて構成されている。この不純物含有飛沫捕捉手段40を蒸留塔5に設ける構成を採用することにより、蒸留塔5で発生された発酵液蒸気が凝縮液滞留手段42を通過する際に、その凝縮液滞留手段42に滞留されている凝縮液によって、発酵液蒸気に同伴する不純物を含んだ飛沫が捕捉されるので、分離膜13に不純物が付着・堆積するのを確実に防止することができ、脱水濃縮性能を良好に維持することができる。   The impurity-containing droplet capturing means 40 shown in FIG. 5 condenses a part of the fermentation liquor vapor (ethanol-water mixed vapor or butanol-water mixed vapor) sent from the top of the distillation column 5 toward the separator 12. The condenser 41 that generates the condensate and the condensate that is arranged in the middle of the flow path of the fermentation liquor vapor in the uppermost part 5a of the distillation column 5 and that allows the fermentation liquor vapor to pass therethrough and retains the condensate from the condenser 41. The liquid retention means 42 is provided. By adopting a configuration in which the impurity-containing droplet capturing means 40 is provided in the distillation column 5, the fermentation liquid vapor generated in the distillation column 5 stays in the condensate retention means 42 when passing through the condensate retention means 42. Since the condensate is trapped with the droplets containing impurities accompanying the fermentation liquor vapor, it is possible to reliably prevent the impurities from adhering to and depositing on the separation membrane 13 and to improve the dehydration concentration performance. Can be maintained.

ここで、凝縮液滞留手段42としてバブルキャップトレイを採用することにより、発酵液蒸気がバブルキャップトレイ上の凝縮液を潜り抜ける際に泡立たせて気液接触面積を更に増やすことができるので、発酵液蒸気に同伴する不純物含有飛沫をより効果的に捕捉することができる。なお、凝縮液滞留手段42として多孔板トレイを採用してもよい。また、凝縮液滞留手段42として充填物を採用することにより、圧力損出を低く抑えつつ発酵液蒸気に同伴する不純物含有飛沫を捕捉することができる。   Here, by employing a bubble cap tray as the condensate retention means 42, the fermentation liquid vapor can be bubbled when passing through the condensate on the bubble cap tray to further increase the gas-liquid contact area. Impurity-containing droplets accompanying the liquid vapor can be captured more effectively. A perforated plate tray may be adopted as the condensate retention means 42. Further, by adopting a filling material as the condensate retention means 42, it is possible to capture the impurity-containing droplets accompanying the fermentation liquor vapor while keeping the pressure loss low.

なお、本発明においては、蒸留塔の留出分をそのまま分離膜を用いて脱水することが好ましいが、蒸留塔の留出分をそのまま分離膜へ供給するまえに、必要に応じて追加の蒸留塔によって蒸留処理することを妨げない。その際は、前記留出分を蒸気として追加の蒸留塔へ供給しても構わないし、前記留出分を一旦凝縮した凝縮液を追加の蒸留塔へ供給しても構わない。   In the present invention, it is preferable to dehydrate the distillate from the distillation column as it is using a separation membrane, but additional distillation is performed as necessary before the distillate from the distillation column is directly supplied to the separation membrane. It does not prevent the distillation process by the tower. In that case, the distillate may be supplied as vapor to an additional distillation column, or the condensed liquid once condensed from the distillate may be supplied to the additional distillation column.

1 発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 スチーム流量制御手段
7 スチーム供給管路
8 蒸留塔スチーム流量センサ
9 蒸留塔スチーム流量調節弁
10 蒸留塔スチーム流量調節器
11 過熱器
12 分離器
13 分離膜
14 分離器加圧側室
15 分離器減圧側室
16 分離膜非透過ベーパー凝縮器
17 分離膜透過ベーパー凝縮器
18 真空ポンプ
19 パージ用製品蒸気供給管路
20 パージ用製品蒸気流量制御手段
21 パージ用製品蒸気流量センサ
22 パージ用製品蒸気流量調節弁
23 パージ用製品蒸気流量調節器
24 分離膜透過液受器
25 分離膜透過液排出ポンプ
26 分離膜加圧側圧力センサ
27 分離膜加圧側圧力調節弁
28 分離膜加圧側圧力調節器
29 分離膜減圧側圧力センサ
30 分離膜減圧側圧力調節弁
31 分離膜減圧側圧力調節器
32 原液流量センサ
33 原液流量調節弁
34 原液流量調節器
35 蒸留塔塔底部温度センサ
36 蒸留塔塔頂部温度センサ
37 蒸留塔塔頂部温度調節器
38 制御機構
40 不純物含有飛沫捕捉手段
41 凝縮器
42 凝縮液滞留手段
DESCRIPTION OF SYMBOLS 1 Fermentation ethanol refinement | purification system 2 Stock solution tank 3 Stock solution feed pump 4 Preheater 5 Distillation tower 6 Steam flow control means 7 Steam supply line 8 Distillation tower steam flow sensor 9 Distillation tower steam flow control valve 10 Distillation tower steam flow regulator DESCRIPTION OF SYMBOLS 11 Superheater 12 Separator 13 Separation membrane 14 Separator pressurization side chamber 15 Separator decompression side chamber 16 Separation membrane non-permeation vapor condenser 17 Separation membrane permeation vapor condenser 18 Vacuum pump 19 Purging product vapor supply line 20 Purging product Steam flow control means 21 Purge product vapor flow rate sensor 22 Purge product vapor flow rate adjustment valve 23 Purge product vapor flow rate regulator 24 Separation membrane permeate receiver 25 Separation membrane permeate discharge pump 26 Separation membrane pressure side pressure sensor 27 Separation Membrane pressurization side pressure control valve 28 Separation membrane pressurization side pressure regulator 29 Separation membrane decompression side pressure Sensor 30 Separation membrane decompression side pressure control valve 31 Separation membrane decompression side pressure regulator 32 Stock solution flow rate sensor 33 Stock solution flow rate regulation valve 34 Stock solution flow rate regulator 35 Distillation tower bottom temperature sensor 36 Distillation tower top temperature sensor 37 Distillation tower top Temperature controller 38 Control mechanism 40 Impurity-containing droplet capturing means 41 Condenser 42 Condensate retention means

Claims (8)

発酵により生成される発酵主生成物を含有する発酵液から発酵主生成物を精製する発酵液の脱水精製処理方法であって、
前記発酵液を蒸留塔の最上段部に供給するとともにスチームをその蒸留塔の最下段部に供給して発酵主生成物および水の混合蒸気を発生させる蒸留処理と、この蒸留処理によって発生される混合蒸気を分離膜を用いて脱水する脱水処理とを含み、
前記蒸留塔の最上段部における前記発酵主生成物と水との気液平衡限界点のスチームの供給量を目標スチーム供給量として定め、前記蒸留塔の最下段部に供給するスチームの供給量をその目標スチーム供給量に一致させるように制御することを特徴とする発酵液の脱水精製処理方法。
A fermentation liquid dehydration purification method for refining a fermentation main product from a fermentation liquid containing a fermentation main product produced by fermentation,
A distillation process for supplying the fermentation liquor to the uppermost stage of the distillation tower and supplying steam to the lowermost stage of the distillation tower to generate a mixed steam of the main fermentation product and water, and generated by this distillation process A dehydration process of dehydrating the mixed vapor using a separation membrane,
The supply amount of steam at the vapor-liquid equilibrium limit point of the fermentation main product and water in the uppermost part of the distillation column is determined as a target steam supply amount, and the supply amount of steam supplied to the lowermost part of the distillation column is A method for dehydrating and purifying a fermented liquid, which is controlled to match the target steam supply amount.
前記蒸留塔の最下段部に供給するスチームの供給量が、前記目標スチーム供給量の90%を越え且つ110%未満の範囲内で制御される請求項1に記載の発酵液の脱水精製処理方法。   The method for dehydrating and purifying a fermented liquid according to claim 1, wherein the amount of steam supplied to the lowest stage of the distillation column is controlled within a range exceeding 90% and less than 110% of the target steam supply. . 前記蒸留塔の最下段部に供給するスチームの供給量が、発酵液を供給する前記蒸留塔の最上段部の温度変化に基づいて制御される請求項1または2に記載の発酵液の脱水精製処理方法。   The dehydration purification of the fermentation liquid according to claim 1 or 2, wherein the supply amount of the steam supplied to the lowermost part of the distillation column is controlled based on a temperature change of the uppermost part of the distillation column supplying the fermentation liquid. Processing method. 前記蒸留塔に供給される前の発酵液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1〜3のいずれかに記載の発酵液の脱水精製処理方法。   The method for dehydrating and purifying a fermented liquid according to any one of claims 1 to 3, which includes a neutralizing process in which an alkali component is added to neutralize the fermented liquid before being supplied to the distillation tower. 前記発酵液が、エタノール発酵液またはアセトン・ブタノール発酵液である請求項1〜4のいずれかに記載の発酵液の脱水精製処理方法。   The method for dehydrating and purifying a fermentation liquid according to any one of claims 1 to 4, wherein the fermentation liquid is an ethanol fermentation liquid or an acetone / butanol fermentation liquid. 発酵により生成される発酵主生成物を含有する発酵液から発酵主生成物を精製する発酵液の脱水精製処理システムであって、
最上段部に前記発酵液が供給されるとともに最下段部にスチームが供給され、発酵主生成物および水の混合蒸気を発生させる蒸留塔と、
前記蒸留塔の塔頂から送り出される前記混合蒸気を分離膜を用いて脱水する脱水手段と、
前記蒸留塔の最上段部における前記発酵主生成物と水との気液平衡限界点のスチームの供給量を目標スチーム供給量として定め、前記蒸留塔の最下段部に供給するスチームの供給量をその目標スチーム供給量に一致させるように制御するスチーム流量制御手段と
を備えることを特徴とする発酵液の脱水精製処理システム。
A fermentation liquid dehydration purification system for purifying a fermentation main product from a fermentation liquid containing a fermentation main product produced by fermentation,
A distillation column in which the fermentation liquid is supplied to the uppermost stage and steam is supplied to the lowermost part to generate a mixed steam of the main fermentation product and water,
Dehydration means for dehydrating the mixed vapor sent from the top of the distillation column using a separation membrane;
The supply amount of steam at the vapor-liquid equilibrium limit point of the fermentation main product and water in the uppermost part of the distillation column is determined as a target steam supply amount, and the supply amount of steam supplied to the lowermost part of the distillation column is A dehydrating and purifying treatment system for a fermented liquid, comprising: a steam flow rate control means for controlling to match the target steam supply amount.
発酵液を供給する前記蒸留塔の最上段部の温度変化を測定する温度測定手段の測定結果に基づいて前記スチーム流量制御手段を制御する制御機構が設けられる請求項6に記載の発酵液の脱水精製処理システム。   The dehydration of the fermented liquid according to claim 6, wherein a control mechanism is provided for controlling the steam flow rate control means based on a measurement result of a temperature measuring means for measuring a temperature change in the uppermost part of the distillation column for supplying the fermented liquid. Purification processing system. 前記蒸留塔の塔頂から前記脱水手段に向けて送り出される前記混合蒸気の一部を凝縮して凝縮液を生成する凝縮器と、前記蒸留塔の塔頂部内部における前記混合蒸気の流れ経路途中に配され、該混合蒸気が通過可能で前記凝縮器からの凝縮液を滞留させる凝縮液滞留手段とが設けられる請求項6または7に記載の発酵液の脱水精製処理システム。   A condenser for condensing a part of the mixed vapor sent from the top of the distillation column toward the dehydrating means to generate a condensate, and a flow path of the mixed vapor inside the top of the distillation column 8. The fermentation liquid dehydration purification system according to claim 6 or 7, further comprising a condensate retention means that is disposed and allows the mixed vapor to pass therethrough and retains the condensate from the condenser.
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