JPH04193304A - アルコールの濃縮精製方法 - Google Patents
アルコールの濃縮精製方法Info
- Publication number
- JPH04193304A JPH04193304A JP2322329A JP32232990A JPH04193304A JP H04193304 A JPH04193304 A JP H04193304A JP 2322329 A JP2322329 A JP 2322329A JP 32232990 A JP32232990 A JP 32232990A JP H04193304 A JPH04193304 A JP H04193304A
- Authority
- JP
- Japan
- Prior art keywords
- solvent
- alcohol
- tower
- phase
- water
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Granted
Links
- LFQSCWFLJHTTHZ-UHFFFAOYSA-N Ethanol Chemical compound CCO LFQSCWFLJHTTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 92
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims description 25
- 238000007670 refining Methods 0.000 title 1
- 239000002904 solvent Substances 0.000 claims abstract description 110
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 38
- 239000012535 impurity Substances 0.000 claims abstract description 34
- 239000007788 liquid Substances 0.000 claims abstract description 34
- 238000000605 extraction Methods 0.000 claims abstract description 31
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 claims abstract description 28
- 238000000638 solvent extraction Methods 0.000 claims abstract description 25
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims abstract description 24
- 239000012071 phase Substances 0.000 claims abstract description 21
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 16
- 239000001294 propane Substances 0.000 claims abstract description 8
- 238000005191 phase separation Methods 0.000 claims abstract description 3
- 238000004807 desolvation Methods 0.000 claims description 10
- 208000005156 Dehydration Diseases 0.000 claims description 9
- 230000018044 dehydration Effects 0.000 claims description 9
- 238000006297 dehydration reaction Methods 0.000 claims description 9
- 238000000895 extractive distillation Methods 0.000 claims description 9
- 230000005484 gravity Effects 0.000 claims description 7
- 239000001273 butane Substances 0.000 claims description 5
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical compound CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 5
- 238000001816 cooling Methods 0.000 claims description 4
- QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N propylene Natural products CC=C QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 4
- 125000004805 propylene group Chemical group [H]C([H])([H])C([H])([*:1])C([H])([H])[*:2] 0.000 claims description 4
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N n-pentane Natural products CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 3
- 239000008346 aqueous phase Substances 0.000 claims description 2
- 238000004062 sedimentation Methods 0.000 claims description 2
- QTBSBXVTEAMEQO-UHFFFAOYSA-N Acetic acid Chemical compound CC(O)=O QTBSBXVTEAMEQO-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 12
- 239000000203 mixture Substances 0.000 abstract description 10
- OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N Methanol Chemical compound OC OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 9
- CSCPPACGZOOCGX-UHFFFAOYSA-N Acetone Chemical compound CC(C)=O CSCPPACGZOOCGX-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 8
- 238000000926 separation method Methods 0.000 abstract description 5
- IKHGUXGNUITLKF-XPULMUKRSA-N acetaldehyde Chemical compound [14CH]([14CH3])=O IKHGUXGNUITLKF-XPULMUKRSA-N 0.000 abstract description 4
- BDERNNFJNOPAEC-UHFFFAOYSA-N propan-1-ol Chemical compound CCCO BDERNNFJNOPAEC-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 3
- 238000001556 precipitation Methods 0.000 abstract 1
- 238000010992 reflux Methods 0.000 description 9
- 239000002994 raw material Substances 0.000 description 8
- LRHPLDYGYMQRHN-UHFFFAOYSA-N N-Butanol Chemical compound CCCCO LRHPLDYGYMQRHN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- 239000007864 aqueous solution Substances 0.000 description 4
- 230000006835 compression Effects 0.000 description 4
- 238000007906 compression Methods 0.000 description 4
- ZWEHNKRNPOVVGH-UHFFFAOYSA-N 2-Butanone Chemical compound CCC(C)=O ZWEHNKRNPOVVGH-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- XEKOWRVHYACXOJ-UHFFFAOYSA-N Ethyl acetate Chemical compound CCOC(C)=O XEKOWRVHYACXOJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 239000000463 material Substances 0.000 description 3
- RTZKZFJDLAIYFH-UHFFFAOYSA-N Diethyl ether Chemical compound CCOCC RTZKZFJDLAIYFH-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- AMQJEAYHLZJPGS-UHFFFAOYSA-N N-Pentanol Chemical compound CCCCCO AMQJEAYHLZJPGS-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 2
- 238000000855 fermentation Methods 0.000 description 2
- 230000004151 fermentation Effects 0.000 description 2
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000000746 purification Methods 0.000 description 2
- 230000001105 regulatory effect Effects 0.000 description 2
- 229920006395 saturated elastomer Polymers 0.000 description 2
- 239000000243 solution Substances 0.000 description 2
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 description 2
- 239000012808 vapor phase Substances 0.000 description 2
- 238000003809 water extraction Methods 0.000 description 2
- QSJXEFYPDANLFS-UHFFFAOYSA-N Diacetyl Chemical group CC(=O)C(C)=O QSJXEFYPDANLFS-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N Ethene Chemical compound C=C VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000005977 Ethylene Substances 0.000 description 1
- 125000003158 alcohol group Chemical group 0.000 description 1
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 1
- 238000003889 chemical engineering Methods 0.000 description 1
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 1
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 1
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 description 1
- 238000006703 hydration reaction Methods 0.000 description 1
- 239000004615 ingredient Substances 0.000 description 1
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 1
- -1 propatool Chemical compound 0.000 description 1
- 238000004088 simulation Methods 0.000 description 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 1
- 238000010189 synthetic method Methods 0.000 description 1
Classifications
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02E—REDUCTION OF GREENHOUSE GAS [GHG] EMISSIONS, RELATED TO ENERGY GENERATION, TRANSMISSION OR DISTRIBUTION
- Y02E50/00—Technologies for the production of fuel of non-fossil origin
- Y02E50/10—Biofuels, e.g. bio-diesel
Landscapes
- Preparation Of Compounds By Using Micro-Organisms (AREA)
- Distillation Of Fermentation Liquor, Processing Of Alcohols, Vinegar And Beer (AREA)
- Extraction Or Liquid Replacement (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。
め要約のデータは記録されません。
Description
【発明の詳細な説明】
〔産業上の利用分野〕
本発明は、化学合成アルコール又は発酵アルコール製造
プロセスから生じる水/エタノール/不純物の混合物か
ら不純物を分離する方法に関する。
プロセスから生じる水/エタノール/不純物の混合物か
ら不純物を分離する方法に関する。
化学合成アルコールは通常エチレンの水和反応によって
製造され、合成反応後の組成は約20wt%のエタノー
ルと約80wt%の水を主成分とするが、これ以外にエ
チルエーテル、アセトアルデヒド、メチルエチルケトン
、2−ブタノール、アセトン等の微量の不純物を含んで
おり、アルコールの濃縮と独立に又は並行してこれらの
不純物を分離し、アルコール専売法又はJIS規格に適
合するように精製する必要がある。
製造され、合成反応後の組成は約20wt%のエタノー
ルと約80wt%の水を主成分とするが、これ以外にエ
チルエーテル、アセトアルデヒド、メチルエチルケトン
、2−ブタノール、アセトン等の微量の不純物を含んで
おり、アルコールの濃縮と独立に又は並行してこれらの
不純物を分離し、アルコール専売法又はJIS規格に適
合するように精製する必要がある。
一方、発酵アルコールは約10wt%のエタノールと約
90ivt%の水を主成分とするが、これ以外にアセト
アルデヒド、メタノール、酢酸エチル、n−プロパツー
ル、1−ブタノール、n−ブタノール、1−アミルアル
コール、ジアセチル、酢酸等の微量の不純物を含んでお
り、やはり規格に適用するように精製する必要がある。
90ivt%の水を主成分とするが、これ以外にアセト
アルデヒド、メタノール、酢酸エチル、n−プロパツー
ル、1−ブタノール、n−ブタノール、1−アミルアル
コール、ジアセチル、酢酸等の微量の不純物を含んでお
り、やはり規格に適用するように精製する必要がある。
従来、これら不純物の精製は蒸留又は溶剤抽出法により
行なわれている。蒸留法では、不純物のエタノールに対
する揮発度が不純物の種類及びエタノール濃度により複
雑に変化するために、プロセスが複雑となり多くのエネ
ルギーと多大の装置コストが必要である。溶剤抽出法で
は液体又は超臨界状態のCO2を溶剤として用いる方法
が特願昭59−116810にみられる。
行なわれている。蒸留法では、不純物のエタノールに対
する揮発度が不純物の種類及びエタノール濃度により複
雑に変化するために、プロセスが複雑となり多くのエネ
ルギーと多大の装置コストが必要である。溶剤抽出法で
は液体又は超臨界状態のCO2を溶剤として用いる方法
が特願昭59−116810にみられる。
[発明が解決しようとする課題〕
本発明は、合成法又は発酵法により製造された水/エタ
ノール/不純物からなる混合物から、不純物を選択的に
分離する方法に関し、水/エタノールを無水化できる溶
剤として本発明者は先にプロパン、プロピレン、ブタン
を、該不純物の抽出溶剤として用いる方法を提案した(
特願平1−160696号)。
ノール/不純物からなる混合物から、不純物を選択的に
分離する方法に関し、水/エタノールを無水化できる溶
剤として本発明者は先にプロパン、プロピレン、ブタン
を、該不純物の抽出溶剤として用いる方法を提案した(
特願平1−160696号)。
これらの溶剤を用いた方法ではそれなりに効果を奏する
が、多くの不純物のうち、メタン−νし、プロパツール
、アセトアルデヒド、酢酸、仔セトンの分離が必ずしも
満足できるものとはいえず、より効率的な方法が望まれ
ている。
が、多くの不純物のうち、メタン−νし、プロパツール
、アセトアルデヒド、酢酸、仔セトンの分離が必ずしも
満足できるものとはいえず、より効率的な方法が望まれ
ている。
本発明は上記技術水準に鑑み、より合目的なアルコール
の濃縮精製方法を提供しようとするものである。
の濃縮精製方法を提供しようとするものである。
本発明は発酵法又は化学合成法により製造された水/エ
タノール/不純物からなる混合物を向流抽出塔の上部よ
り、下部よりプロパン、プロピレン、n−ブタン及びi
−ブタンよりなる群のうちの一つの溶剤を供給し、向流
抽出塔内を該溶剤の超臨界状態又は擬臨界状態に維持す
るようにして両者を向流で接触させ、向流抽出塔上部よ
り濃縮アルコールを含んだ溶剤相を抜き出す一次脱水工
程、該溶剤相を冷却し、水分に富んだ重液相と濃縮アル
コールを含んだ軽液、相に重力沈降分離し、該重液相は
前記向流抽出塔上部へ還流する二次脱水工程、該軽液相
の圧力を該溶剤の上記圧力以下に減圧後、溶剤抽出蒸留
塔に導入し、塔底より実質的に水分を含まないアルコー
ルと溶剤の塔底混合液体を、塔頂より実質的にアルコー
ルを含まない水分と溶剤の混合蒸気を各々抜き出す三次
脱水工程、該塔底混合液体を脱溶剤塔により溶剤とアル
コールに分離する脱溶剤工程及び該脱溶剤塔の塔頂混合
蒸気と該溶剤抽出蒸留塔の塔頂蒸気を冷却後、水を加え
て実質的に不純物を含まない溶剤相と不純物が濃縮され
た水相に相分離させ、該溶剤相を該溶剤抽出蒸留塔の塔
頂及び該向流抽出塔の塔底へ循環することを特徴とする
アルコールの濃縮精製方法である。
タノール/不純物からなる混合物を向流抽出塔の上部よ
り、下部よりプロパン、プロピレン、n−ブタン及びi
−ブタンよりなる群のうちの一つの溶剤を供給し、向流
抽出塔内を該溶剤の超臨界状態又は擬臨界状態に維持す
るようにして両者を向流で接触させ、向流抽出塔上部よ
り濃縮アルコールを含んだ溶剤相を抜き出す一次脱水工
程、該溶剤相を冷却し、水分に富んだ重液相と濃縮アル
コールを含んだ軽液、相に重力沈降分離し、該重液相は
前記向流抽出塔上部へ還流する二次脱水工程、該軽液相
の圧力を該溶剤の上記圧力以下に減圧後、溶剤抽出蒸留
塔に導入し、塔底より実質的に水分を含まないアルコー
ルと溶剤の塔底混合液体を、塔頂より実質的にアルコー
ルを含まない水分と溶剤の混合蒸気を各々抜き出す三次
脱水工程、該塔底混合液体を脱溶剤塔により溶剤とアル
コールに分離する脱溶剤工程及び該脱溶剤塔の塔頂混合
蒸気と該溶剤抽出蒸留塔の塔頂蒸気を冷却後、水を加え
て実質的に不純物を含まない溶剤相と不純物が濃縮され
た水相に相分離させ、該溶剤相を該溶剤抽出蒸留塔の塔
頂及び該向流抽出塔の塔底へ循環することを特徴とする
アルコールの濃縮精製方法である。
本発明は全てのアルコール水溶液の濃縮精製に適用しつ
るものであるが、その−例として発酵アルコールについ
て云えばアルコール濃度は約10wt%前後で残りは水
である。又、合成アルコールではアルコール濃度は約2
0wt%前後で残りは水である。
るものであるが、その−例として発酵アルコールについ
て云えばアルコール濃度は約10wt%前後で残りは水
である。又、合成アルコールではアルコール濃度は約2
0wt%前後で残りは水である。
一方、本発明で云う溶剤とは下記のものを云う。
溶剤窓 化学式 臨界温度 臨界圧力T c
P c (℃) (atm) プロピレン C3H69245,6 プロパン C3H,96,841,9n−ブタン
n−C=H1o152.2 37.51−ブタン
r C4H1o 135.1 36.0又、
本発明で云う溶剤の超臨界状態とは溶剤の臨界温度Tc
及び臨界圧力Pc以上の温度及び圧力に維持した状態で
あり、擬臨界状態とはその臨界温度Tc以下であるが、
80℃以上の温度であり、圧力はその温度における溶剤
の飽和蒸気圧以上に保持した状態をいう。
P c (℃) (atm) プロピレン C3H69245,6 プロパン C3H,96,841,9n−ブタン
n−C=H1o152.2 37.51−ブタン
r C4H1o 135.1 36.0又、
本発明で云う溶剤の超臨界状態とは溶剤の臨界温度Tc
及び臨界圧力Pc以上の温度及び圧力に維持した状態で
あり、擬臨界状態とはその臨界温度Tc以下であるが、
80℃以上の温度であり、圧力はその温度における溶剤
の飽和蒸気圧以上に保持した状態をいう。
以下、本発明の一実施例を第1図に従って詳述する。
しライン、4は溶剤相(溶剤と1次濃縮アルコール混合
相)取出しライン、5は冷却器、6は重力沈降槽、7は
重液相(水が主成分で少量のアルコール、溶剤を含む)
取出しライン、8は軽液相(溶剤と2次濃縮アルコール
混合物)取出しライン、9は重力沈降槽6内重液の液位
調整弁、10は重力沈降槽6の圧力調整弁、11は重液
還流ライン、12は溶剤抽出蒸留塔原料供給ライン、1
3は溶剤抽出蒸留塔、14は塔底混合液体く無水アルコ
ールと溶剤からなる)取出しライン、15は塔底液位調
整弁、16は塔頂蒸気(溶剤と水からなる)取出しライ
ン、17は圧縮機、18はリボイラ(熱交換器)、19
は水分離槽、20は水抜出しライン、21は溶剤抜出し
ライン、22.23は溶剤還流ライン、24は溶剤加熱
器、25は溶剤供給ライン、26は水供給ライン、27
は脱溶剤塔、28、は溶剤抽比塔の塔底液体の脱溶剤塔
への供給ライン、29は脱溶剤塔塔底液(実質的には溶
剤用熱交換器である。
相)取出しライン、5は冷却器、6は重力沈降槽、7は
重液相(水が主成分で少量のアルコール、溶剤を含む)
取出しライン、8は軽液相(溶剤と2次濃縮アルコール
混合物)取出しライン、9は重力沈降槽6内重液の液位
調整弁、10は重力沈降槽6の圧力調整弁、11は重液
還流ライン、12は溶剤抽出蒸留塔原料供給ライン、1
3は溶剤抽出蒸留塔、14は塔底混合液体く無水アルコ
ールと溶剤からなる)取出しライン、15は塔底液位調
整弁、16は塔頂蒸気(溶剤と水からなる)取出しライ
ン、17は圧縮機、18はリボイラ(熱交換器)、19
は水分離槽、20は水抜出しライン、21は溶剤抜出し
ライン、22.23は溶剤還流ライン、24は溶剤加熱
器、25は溶剤供給ライン、26は水供給ライン、27
は脱溶剤塔、28、は溶剤抽比塔の塔底液体の脱溶剤塔
への供給ライン、29は脱溶剤塔塔底液(実質的には溶
剤用熱交換器である。
原料の水/エタノール/不純物からなるアルコール水溶
液1重量部を原料供給ライン2より、又溶剤3〜6重量
部を溶剤供給ライン25より向流抽出塔1に供給し、該
溶剤を超臨界状態又は擬臨界状態でアルコール水溶液と
向流接触させることにより、密度の低い溶剤相は上昇し
ながらアルコール水溶液よりアルコール及び一部の不純
物を選択的に抽出し、溶剤相取出しライン4より軽液と
して取り出される。不純物の内、メタノール及び酢酸の
一部は抽出残渣取出しライン3より水とともに抜き出さ
れる。
液1重量部を原料供給ライン2より、又溶剤3〜6重量
部を溶剤供給ライン25より向流抽出塔1に供給し、該
溶剤を超臨界状態又は擬臨界状態でアルコール水溶液と
向流接触させることにより、密度の低い溶剤相は上昇し
ながらアルコール水溶液よりアルコール及び一部の不純
物を選択的に抽出し、溶剤相取出しライン4より軽液と
して取り出される。不純物の内、メタノール及び酢酸の
一部は抽出残渣取出しライン3より水とともに抜き出さ
れる。
この際、温度の増加とともに該溶剤へのアルコールの溶
解度は増加するが、逆にアルコールの選択性は減少する
ので、本発明方法ではこの点を考慮し、使用する溶剤の
種類に応じて該向流抽出塔1の好ましい操作条件の範囲
を設定すべきである。
解度は増加するが、逆にアルコールの選択性は減少する
ので、本発明方法ではこの点を考慮し、使用する溶剤の
種類に応じて該向流抽出塔1の好ましい操作条件の範囲
を設定すべきである。
該向流抽出塔1ではアルコール抽出に着目してふり、ア
ルコールはほぼ完全に抽出され、抽出アルコール濃度は
50〜90wt%程度に一次濃縮(−次脱水工程)すれ
ばよく、そのためには温度は80℃以上とし、圧力は使
用溶剤の飽和蒸気圧以上又は臨界圧力以上にすべきであ
る。
ルコールはほぼ完全に抽出され、抽出アルコール濃度は
50〜90wt%程度に一次濃縮(−次脱水工程)すれ
ばよく、そのためには温度は80℃以上とし、圧力は使
用溶剤の飽和蒸気圧以上又は臨界圧力以上にすべきであ
る。
次に、溶剤相取出しライン4から取出された溶剤相を冷
却器5で冷却することにより、重力沈降槽6で重液相取
出しライン7からの重液相と軽液相取出しライン8から
の軽液相に相分離し、水が主成分で不純物及び僅かなア
ルコールと溶剤を含有する重液相と、溶剤が主成分で二
次濃縮(二次脱水工程)されたアルコール及び不純物を
含有している軽液相に相分離する。冷却温度は低ければ
低い程、軽液相中のアルコール濃度は高くなるが、アル
コール濃度の最大値は約95wt%であり、これ以上は
濃縮できなか濃度が約95wt%になるよう、に設定す
べきであるが、最終的には全体の熱エネルギーバランス
から最適化するのが好ましい。また、前記重液相は少量
のアルコールと溶剤を回収するた約に液位調整弁9、重
液還流ライン11を介し該向流抽出塔1の上部付近へ還
流するのが好ましい。
却器5で冷却することにより、重力沈降槽6で重液相取
出しライン7からの重液相と軽液相取出しライン8から
の軽液相に相分離し、水が主成分で不純物及び僅かなア
ルコールと溶剤を含有する重液相と、溶剤が主成分で二
次濃縮(二次脱水工程)されたアルコール及び不純物を
含有している軽液相に相分離する。冷却温度は低ければ
低い程、軽液相中のアルコール濃度は高くなるが、アル
コール濃度の最大値は約95wt%であり、これ以上は
濃縮できなか濃度が約95wt%になるよう、に設定す
べきであるが、最終的には全体の熱エネルギーバランス
から最適化するのが好ましい。また、前記重液相は少量
のアルコールと溶剤を回収するた約に液位調整弁9、重
液還流ライン11を介し該向流抽出塔1の上部付近へ還
流するのが好ましい。
次に、前記軽液相は圧力調整弁10で溶剤の臨界圧力以
下に減圧され、溶剤抽出蒸留塔原料供給ライン12を経
て溶剤抽出蒸留塔13に供給される。溶剤抽出蒸留塔1
3上部の溶剤還流ライン22より後記の工程から送られ
てくる溶剤をアルコールの抽出材として溶剤抽出蒸留塔
13に供給し抽出蒸留を行うことにより、塔底混合液体
取出しライン14より水分及び不純物を実質的に含まな
い無水アルコールと溶剤の混合液体を、又塔頂蒸気取出
しライン16よりアルコールを実質的に含まない水分及
び不純物と溶剤の混合ガスを取比す(三次脱水工程)。
下に減圧され、溶剤抽出蒸留塔原料供給ライン12を経
て溶剤抽出蒸留塔13に供給される。溶剤抽出蒸留塔1
3上部の溶剤還流ライン22より後記の工程から送られ
てくる溶剤をアルコールの抽出材として溶剤抽出蒸留塔
13に供給し抽出蒸留を行うことにより、塔底混合液体
取出しライン14より水分及び不純物を実質的に含まな
い無水アルコールと溶剤の混合液体を、又塔頂蒸気取出
しライン16よりアルコールを実質的に含まない水分及
び不純物と溶剤の混合ガスを取比す(三次脱水工程)。
該塔底混合液体取出(、ライン14からの混合液体は、
沸点が大幅に異なる2成分系(アルコールと溶剤)であ
り、通常の脱溶剤塔27により容易に無水アルコールと
溶剤に分離でき、実質的に水分及び溶剤を含まない無水
アルコールが該塔の塔底液抜出しライン29より得られ
る。
沸点が大幅に異なる2成分系(アルコールと溶剤)であ
り、通常の脱溶剤塔27により容易に無水アルコールと
溶剤に分離でき、実質的に水分及び溶剤を含まない無水
アルコールが該塔の塔底液抜出しライン29より得られ
る。
すなわち、溶剤抽出塔13の塔底混合液体取出しライン
14中の液体中にはアルコール中に溶剤かはソ′同量溶
解しており、脱溶剤塔27に供給ライン28より供給し
、溶剤とアルコールの揮発度の差を利用した蒸留分離操
作を行ない、液体溶剤還流ライン31からは脱溶剤塔塔
頂蒸気抜出しライン30へのアルコール損失を防止する
ために液体溶剤を還流することによって、塔底液抜出し
ライン29からは実質的に溶剤の分離されたアルコール
を、又塔頂蒸気抜出しライン30からは実質的にアルコ
ールを含まない溶剤を分離できるのである(脱溶剤工程
)。
14中の液体中にはアルコール中に溶剤かはソ′同量溶
解しており、脱溶剤塔27に供給ライン28より供給し
、溶剤とアルコールの揮発度の差を利用した蒸留分離操
作を行ない、液体溶剤還流ライン31からは脱溶剤塔塔
頂蒸気抜出しライン30へのアルコール損失を防止する
ために液体溶剤を還流することによって、塔底液抜出し
ライン29からは実質的に溶剤の分離されたアルコール
を、又塔頂蒸気抜出しライン30からは実質的にアルコ
ールを含まない溶剤を分離できるのである(脱溶剤工程
)。
該ライン30の溶剤蒸気は溶剤抽出蒸留塔13の塔頂蒸
気抜出しライン16中の蒸気と共に圧縮機17によって
再圧縮し、その圧縮熱を溶剤抽出蒸留塔13のリボイラ
18で利用するようにするのが好ましい。
気抜出しライン16中の蒸気と共に圧縮機17によって
再圧縮し、その圧縮熱を溶剤抽出蒸留塔13のリボイラ
18で利用するようにするのが好ましい。
溶剤抽出蒸留塔13においては、溶剤を溶剤の蒸気と液
が共存す状態に保持し、溶剤の蒸気と液が共存する条件
下でアルコール水溶液と接触させると、アルコールは親
和力の差異により選択的に溶剤に抽出され、更にアルコ
ールに対して溶剤が多量に液相中に存在する条件下では
、水分は液相に殆んど溶解せず、溶剤蒸気相中の水分濃
度が水の飽和濃度以下になるような条件を設定すると、
水分を溶剤蒸気相へ選択的に移行させることができる。
が共存す状態に保持し、溶剤の蒸気と液が共存する条件
下でアルコール水溶液と接触させると、アルコールは親
和力の差異により選択的に溶剤に抽出され、更にアルコ
ールに対して溶剤が多量に液相中に存在する条件下では
、水分は液相に殆んど溶解せず、溶剤蒸気相中の水分濃
度が水の飽和濃度以下になるような条件を設定すると、
水分を溶剤蒸気相へ選択的に移行させることができる。
かくして溶剤を媒体に温度Tc以下τ・、圧力はこの温
度における液相組成−に対応した平衡蒸気圧(最大値は
溶剤の臨界圧力Pc)にすべきである。
度における液相組成−に対応した平衡蒸気圧(最大値は
溶剤の臨界圧力Pc)にすべきである。
なお、溶剤還流ライン22からの溶剤の量は溶剤抽出蒸
留塔原料供給ライン12からの原料中のアルコール濃度
、製品アルコール濃度により変えるべきであり、溶剤還
流ライン22からの溶剤の量は溶剤抽出蒸留塔13の段
数により一般の蒸留と同じように化学工学的手法により
経済的な量に決定されるべきである。
留塔原料供給ライン12からの原料中のアルコール濃度
、製品アルコール濃度により変えるべきであり、溶剤還
流ライン22からの溶剤の量は溶剤抽出蒸留塔13の段
数により一般の蒸留と同じように化学工学的手法により
経済的な量に決定されるべきである。
溶剤抽出蒸留塔13の塔頂蒸気取出しライン16からの
塔頂蒸気(溶剤と水からなり、実質的にアルコールを含
まない)は、前記脱溶剤塔27の塔頂蒸気と混合後圧縮
機17で再圧縮された後、その断熱圧縮熱を該溶剤抽出
蒸留塔13のりボイラ18の熱源として利用後、水供給
ライン26より水を加えることにより水分離槽19で水
抜出しライン20、溶剤抜出しライン21により不純物
を含む水と実質的に不純物を含まない溶剤に分離後、溶
剤還流ライン22及び23により溶剤を溶剤抽出蒸留塔
13の頂部及゛び向流抽出塔1の底部に送って循環使用
する。
塔頂蒸気(溶剤と水からなり、実質的にアルコールを含
まない)は、前記脱溶剤塔27の塔頂蒸気と混合後圧縮
機17で再圧縮された後、その断熱圧縮熱を該溶剤抽出
蒸留塔13のりボイラ18の熱源として利用後、水供給
ライン26より水を加えることにより水分離槽19で水
抜出しライン20、溶剤抜出しライン21により不純物
を含む水と実質的に不純物を含まない溶剤に分離後、溶
剤還流ライン22及び23により溶剤を溶剤抽出蒸留塔
13の頂部及゛び向流抽出塔1の底部に送って循環使用
する。
溶剤抽出蒸留塔13の塔頂と塔底の温度差は4〜10℃
と小さく圧縮機17の少ない圧縮比によりリホ゛イラ1
8で熱交換可能で既存の蒸留法に較べて大幅にエネルギ
ーの節約ができる。
と小さく圧縮機17の少ない圧縮比によりリホ゛イラ1
8で熱交換可能で既存の蒸留法に較べて大幅にエネルギ
ーの節約ができる。
なお、溶剤還流ライン23の溶剤は冷却器5で熱を与え
られ、溶剤加熱器24で温度を調整後溶剤供給ライン2
5より向流抽出塔1の下部から供給される。
られ、溶剤加熱器24で温度を調整後溶剤供給ライン2
5より向流抽出塔1の下部から供給される。
以下、本発明の実施例をあげて本発明の詳細な説明する
。
。
〔実施例1〕
第2図に示すように模擬の不純物を含むアルコール水溶
液を原料供給ライン2より1kg/hの流量で向流抽出
4(内径50乱、高さ4m)次に、向流抽出塔1の塔頂
の溶剤相取出しライン4から取出された溶剤相は熱交換
器5で60℃に冷却され、重力沈降槽6で軽液と重液に
分離し、重液は向流抽出塔1上部へ重液還流ライン11
より全量還流させた。軽液は圧力調整弁10により圧力
100 kg/ cm2Gから圧力19 kg / c
m2Gに減圧後、抽出蒸留塔13の中部へ導入され、そ
の塔頂の溶剤ライン22よりプロパン溶剤を2.5 k
g/ hで供給し、プロパンによる抽出蒸留を行った。
液を原料供給ライン2より1kg/hの流量で向流抽出
4(内径50乱、高さ4m)次に、向流抽出塔1の塔頂
の溶剤相取出しライン4から取出された溶剤相は熱交換
器5で60℃に冷却され、重力沈降槽6で軽液と重液に
分離し、重液は向流抽出塔1上部へ重液還流ライン11
より全量還流させた。軽液は圧力調整弁10により圧力
100 kg/ cm2Gから圧力19 kg / c
m2Gに減圧後、抽出蒸留塔13の中部へ導入され、そ
の塔頂の溶剤ライン22よりプロパン溶剤を2.5 k
g/ hで供給し、プロパンによる抽出蒸留を行った。
この結果、第2図に示すような物質収支となり、原料1
0wt%アルコールは、1次濃縮で80智t%、2次濃
縮で95wt%、最終の3次濃縮で99.9 wt%I
2!で濃縮され、不純物が殆ど分離された無水アルコー
ルとプロパン混合物が塔底混合液体取出しライン14よ
り得られた。
0wt%アルコールは、1次濃縮で80智t%、2次濃
縮で95wt%、最終の3次濃縮で99.9 wt%I
2!で濃縮され、不純物が殆ど分離された無水アルコー
ルとプロパン混合物が塔底混合液体取出しライン14よ
り得られた。
次ニ、ライン14より抜出された混合物を、圧力17k
g/cm2Gの条件下で、第1図に示す脱溶剤基27で
蒸留を行なったところ、塔頂よりエタノール、水及びそ
の他の不純物が含まれなイフロハンが、又塔底よりエタ
ノール100に微量不純物が分離されたエタノールを回
収できた。
g/cm2Gの条件下で、第1図に示す脱溶剤基27で
蒸留を行なったところ、塔頂よりエタノール、水及びそ
の他の不純物が含まれなイフロハンが、又塔底よりエタ
ノール100に微量不純物が分離されたエタノールを回
収できた。
一方、アルコール損失は全工程を通じてみられなかった
。
。
又、抽出蒸留塔13の塔頂及び塔底温度は各々57℃及
び61℃と小さく、塔頂ガスの再圧縮熱を利用したヒー
トポンプシステムにとって非常に有利であり、圧縮機の
わずかな圧縮比によりリボイラ18の熱源を全量補える
ことが、プロセスシミニレ−ジョンにより確認され、全
本発明方法により、従来の方法では分離が困難であっ
たメタノール、酢酸1、アセトアルデヒド、アセトン、
プロパツールなどの不純物の分離が容易となる効果を奏
する。
び61℃と小さく、塔頂ガスの再圧縮熱を利用したヒー
トポンプシステムにとって非常に有利であり、圧縮機の
わずかな圧縮比によりリボイラ18の熱源を全量補える
ことが、プロセスシミニレ−ジョンにより確認され、全
本発明方法により、従来の方法では分離が困難であっ
たメタノール、酢酸1、アセトアルデヒド、アセトン、
プロパツールなどの不純物の分離が容易となる効果を奏
する。
第1図は本発明の一実施態様の説明図、第2図は本発明
の一実施例の物質収支を示す説明図である。
の一実施例の物質収支を示す説明図である。
Claims (1)
- (1)発酵法又は化学合成法により製造された水/エタ
ノール/不純物からなる混合物を向流抽出塔の上部より
、下部よりプロパン、プロピレン、n−ブタン及びi−
ブタンよりなる群のうちの一つの溶剤を供給し、向流抽
出塔内を該溶剤の超臨界状態又は擬臨界状態に維持する
ようにして両者を向流で接触させ、向流抽出塔上部より
濃縮アルコールを含んだ溶剤相を抜き出す一次脱水工程
、該溶剤相を冷却し、水分に富んだ重液相と濃縮アルコ
ールを含んだ軽液相に重力沈降分離し、該重液相は前記
向流抽出塔上部へ還流する二次脱水工程、該軽液相の圧
力を該溶剤の上記圧力以下に減圧後、溶剤抽出蒸留塔に
導入し、塔底より実質的に水分を含まないアルコールと
溶剤の塔底混合液体を、塔頂より実質的にアルコールを
含まない水分と溶剤の混合蒸気を各々抜き出す三次脱水
工程、該塔底混合液体を脱溶剤塔により溶剤とアルコー
ルに分離する脱溶剤工程及び該脱溶剤塔の塔頂混合蒸気
と該溶剤抽出蒸留塔の塔頂蒸気を冷却後、水を加えて実
質的に不純物を含まない溶剤相と不純物が濃縮された水
相に相分離させ、該溶剤相を該溶剤抽出蒸留塔の塔頂及
び該向流抽出塔の塔底へ循環することを特徴とするアル
コールの濃縮精製方法。
Priority Applications (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
JP2322329A JPH0651085B2 (ja) | 1990-11-28 | 1990-11-28 | アルコールの濃縮精製方法 |
Applications Claiming Priority (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
JP2322329A JPH0651085B2 (ja) | 1990-11-28 | 1990-11-28 | アルコールの濃縮精製方法 |
Publications (2)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
JPH04193304A true JPH04193304A (ja) | 1992-07-13 |
JPH0651085B2 JPH0651085B2 (ja) | 1994-07-06 |
Family
ID=18142428
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
JP2322329A Expired - Lifetime JPH0651085B2 (ja) | 1990-11-28 | 1990-11-28 | アルコールの濃縮精製方法 |
Country Status (1)
Country | Link |
---|---|
JP (1) | JPH0651085B2 (ja) |
Cited By (37)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
WO2004043168A1 (de) * | 2002-11-09 | 2004-05-27 | Degussa Ag | Verfahren zur selektiven abtrennung von flüchtigen aromastoffen aus einphasigen, (halb-)flüssigen ausgangsmaterialien mit einem fett- und/oder öl-gehalt ≤ 20 gew.-% |
JP2006175330A (ja) * | 2004-12-21 | 2006-07-06 | Tohoku Univ | 水可溶性有機物の回収方法及び回収システム |
WO2012018958A3 (en) * | 2010-08-06 | 2012-06-14 | Celanese International Corporation | Ethanol compositions |
WO2013035849A1 (ja) * | 2011-09-09 | 2013-03-14 | 宝酒造株式会社 | 無水アルコールの製造方法、並びに、無水アルコール |
US8785700B2 (en) | 2011-02-11 | 2014-07-22 | Nissin Foods Holdings Co., Ltd. | Alcohol concentration method |
JP2014171417A (ja) * | 2013-03-07 | 2014-09-22 | Mitsui Eng & Shipbuild Co Ltd | バイオエタノールの回収方法及び回収システム |
US8846986B2 (en) | 2011-04-26 | 2014-09-30 | Celanese International Corporation | Water separation from crude alcohol product |
US8846988B2 (en) | 2010-07-09 | 2014-09-30 | Celanese International Corporation | Liquid esterification for the production of alcohols |
US8858659B2 (en) | 2010-02-02 | 2014-10-14 | Celanese International Corporation | Processes for producing denatured ethanol |
US8877987B2 (en) | 2011-08-03 | 2014-11-04 | Celanese International Corportation | Process for producing anhydrous ethanol using extractive distillation column |
US8884081B2 (en) | 2011-04-26 | 2014-11-11 | Celanese International Corporation | Integrated process for producing acetic acid and alcohol |
US8884080B2 (en) | 2010-07-09 | 2014-11-11 | Celanese International Corporation | Reduced energy alcohol separation process |
US8895786B2 (en) | 2011-08-03 | 2014-11-25 | Celanese International Corporation | Processes for increasing alcohol production |
US8907141B2 (en) | 2011-04-26 | 2014-12-09 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol with secondary reactors for esterification of acid |
US8927784B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol from an ethyl acetate residue stream |
US8927783B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Recovering ethanol with sidestreams to regulate C3+ alcohols concentrations |
US8927787B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Process for controlling a reboiler during alcohol recovery and reduced ester formation |
US8927782B2 (en) | 2011-08-03 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Vapor separation in alcohol production |
US8927788B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol with reduced water from overhead of acid column |
US8933278B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-13 | Celanese International Corporation | Process for producing ethanol and reducing acetic acid concentration |
US8932372B2 (en) | 2010-02-02 | 2015-01-13 | Celanese International Corporation | Integrated process for producing alcohols from a mixed acid feed |
US8957263B2 (en) | 2010-05-07 | 2015-02-17 | Celanese International Corporation | Process for recovering ethanol with sidedraws to regulate C3+ alcohols concentrations |
US9000233B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol with secondary reactors for hydrolysis of acetal |
US9000237B2 (en) | 2012-12-20 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Ethanol refining process using intermediate reboiler |
US9000232B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Extractive distillation of crude alcohol product |
US9000235B2 (en) | 2011-06-16 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Extractive distillation of crude alcohol product |
US9024083B2 (en) | 2010-07-09 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Process for the production of ethanol from an acetic acid feed and a recycled ethyl acetate feed |
US9024085B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Process to reduce ethanol recycled to hydrogenation reactor |
US9024084B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Reduced energy alcohol separation process having controlled pressure |
US9024082B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Using a dilute acid stream as an extractive agent |
US9024087B2 (en) | 2008-07-31 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Process for making ethanol from acetic acid using acidic catalysts |
US9040443B2 (en) | 2008-07-31 | 2015-05-26 | Celanese International Corporation | Catalysts for making ethanol from acetic acid |
US9073816B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-07-07 | Celanese International Corporation | Reducing ethyl acetate concentration in recycle streams for ethanol production processes |
US9126125B2 (en) | 2010-07-09 | 2015-09-08 | Celanese International Corporation | Reduced energy alcohol separation process having water removal |
US9150474B2 (en) | 2010-07-09 | 2015-10-06 | Celanese International Corporation | Reduction of acid within column through esterification during the production of alcohols |
US9272970B2 (en) | 2010-07-09 | 2016-03-01 | Celanese International Corporation | Hydrogenolysis of ethyl acetate in alcohol separation processes |
US9447005B2 (en) | 2010-02-02 | 2016-09-20 | Celanese International Corporation | Processes for producing anhydrous ethanol compositions |
-
1990
- 1990-11-28 JP JP2322329A patent/JPH0651085B2/ja not_active Expired - Lifetime
Cited By (41)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
WO2004043168A1 (de) * | 2002-11-09 | 2004-05-27 | Degussa Ag | Verfahren zur selektiven abtrennung von flüchtigen aromastoffen aus einphasigen, (halb-)flüssigen ausgangsmaterialien mit einem fett- und/oder öl-gehalt ≤ 20 gew.-% |
JP2006175330A (ja) * | 2004-12-21 | 2006-07-06 | Tohoku Univ | 水可溶性有機物の回収方法及び回収システム |
US9040443B2 (en) | 2008-07-31 | 2015-05-26 | Celanese International Corporation | Catalysts for making ethanol from acetic acid |
US9024087B2 (en) | 2008-07-31 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Process for making ethanol from acetic acid using acidic catalysts |
US8932372B2 (en) | 2010-02-02 | 2015-01-13 | Celanese International Corporation | Integrated process for producing alcohols from a mixed acid feed |
US8858659B2 (en) | 2010-02-02 | 2014-10-14 | Celanese International Corporation | Processes for producing denatured ethanol |
US9447005B2 (en) | 2010-02-02 | 2016-09-20 | Celanese International Corporation | Processes for producing anhydrous ethanol compositions |
US8957263B2 (en) | 2010-05-07 | 2015-02-17 | Celanese International Corporation | Process for recovering ethanol with sidedraws to regulate C3+ alcohols concentrations |
US9670119B2 (en) | 2010-07-09 | 2017-06-06 | Celanese International Corporation | Process for producing ethanol using multiple beds each having different catalysts |
US9272970B2 (en) | 2010-07-09 | 2016-03-01 | Celanese International Corporation | Hydrogenolysis of ethyl acetate in alcohol separation processes |
US9150474B2 (en) | 2010-07-09 | 2015-10-06 | Celanese International Corporation | Reduction of acid within column through esterification during the production of alcohols |
US9126125B2 (en) | 2010-07-09 | 2015-09-08 | Celanese International Corporation | Reduced energy alcohol separation process having water removal |
US8884080B2 (en) | 2010-07-09 | 2014-11-11 | Celanese International Corporation | Reduced energy alcohol separation process |
US9024083B2 (en) | 2010-07-09 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Process for the production of ethanol from an acetic acid feed and a recycled ethyl acetate feed |
US8846988B2 (en) | 2010-07-09 | 2014-09-30 | Celanese International Corporation | Liquid esterification for the production of alcohols |
WO2012018958A3 (en) * | 2010-08-06 | 2012-06-14 | Celanese International Corporation | Ethanol compositions |
US8785700B2 (en) | 2011-02-11 | 2014-07-22 | Nissin Foods Holdings Co., Ltd. | Alcohol concentration method |
US8927784B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol from an ethyl acetate residue stream |
US8907141B2 (en) | 2011-04-26 | 2014-12-09 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol with secondary reactors for esterification of acid |
US8933278B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-13 | Celanese International Corporation | Process for producing ethanol and reducing acetic acid concentration |
US9150478B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-10-06 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol from an ethyl acetate residue stream |
US8927787B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Process for controlling a reboiler during alcohol recovery and reduced ester formation |
US8927783B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Recovering ethanol with sidestreams to regulate C3+ alcohols concentrations |
US8846986B2 (en) | 2011-04-26 | 2014-09-30 | Celanese International Corporation | Water separation from crude alcohol product |
US8884081B2 (en) | 2011-04-26 | 2014-11-11 | Celanese International Corporation | Integrated process for producing acetic acid and alcohol |
US9000232B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Extractive distillation of crude alcohol product |
US9156754B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-10-13 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol with reduced water from overhead of acid column |
US9024085B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Process to reduce ethanol recycled to hydrogenation reactor |
US9024084B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Reduced energy alcohol separation process having controlled pressure |
US9024082B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Using a dilute acid stream as an extractive agent |
US9000233B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol with secondary reactors for hydrolysis of acetal |
US8927788B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol with reduced water from overhead of acid column |
US9073816B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-07-07 | Celanese International Corporation | Reducing ethyl acetate concentration in recycle streams for ethanol production processes |
US9000235B2 (en) | 2011-06-16 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Extractive distillation of crude alcohol product |
US8895786B2 (en) | 2011-08-03 | 2014-11-25 | Celanese International Corporation | Processes for increasing alcohol production |
US8877987B2 (en) | 2011-08-03 | 2014-11-04 | Celanese International Corportation | Process for producing anhydrous ethanol using extractive distillation column |
US8927782B2 (en) | 2011-08-03 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Vapor separation in alcohol production |
US9120724B2 (en) | 2011-09-09 | 2015-09-01 | Takara Shuzo Co., Ltd. | Method for producing absolute alcohol and absolute alcohol |
WO2013035849A1 (ja) * | 2011-09-09 | 2013-03-14 | 宝酒造株式会社 | 無水アルコールの製造方法、並びに、無水アルコール |
US9000237B2 (en) | 2012-12-20 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Ethanol refining process using intermediate reboiler |
JP2014171417A (ja) * | 2013-03-07 | 2014-09-22 | Mitsui Eng & Shipbuild Co Ltd | バイオエタノールの回収方法及び回収システム |
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
JPH0651085B2 (ja) | 1994-07-06 |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
JPH04193304A (ja) | アルコールの濃縮精製方法 | |
RU2672877C2 (ru) | Способ получения бутадиена и водорода из этанола в две реакционные стадии при низком расходе воды и энергии | |
WO1992021638A1 (en) | Process for purifying aqueous crude ethanol solution | |
JP2003503307A (ja) | エチルベンゼン/スチレン塔のカスケード再沸 | |
JP3202150B2 (ja) | 酢酸の精製方法 | |
CN110885283A (zh) | 带有侧线采出的热集成萃取精馏分离乙酸乙酯-乙醇的节能工艺 | |
CN105237370A (zh) | 一种环己醇脱氢生产环己酮的工艺方法 | |
US4115247A (en) | Benzene production by solvent extraction and hydrodealkylation | |
CN106518675A (zh) | 生产草酸二甲酯并副产碳酸二甲酯的方法 | |
CN112521256B (zh) | 一种高效分离环己酮和脱除环己醇中杂质的方法 | |
JPS6261006B2 (ja) | ||
CN111377801B (zh) | 精制低碳醇的方法和*** | |
US5508443A (en) | Liquid phthalic anhydride recovery process | |
JPS60228432A (ja) | 原料c↓2流からアセチレンを除去する方法 | |
CN109422708B (zh) | 环氧乙烷纯化方法 | |
JPS6225985A (ja) | アルコ−ルの濃縮精製方法 | |
JP2571743B2 (ja) | 無水エタノールの製造方法 | |
JPH0327336A (ja) | アルコールの脱水方法 | |
JPH02184643A (ja) | 無水アルコールの製造方法 | |
US2909241A (en) | Process for separating pure acetylene from gas mixtures containing acetylene | |
JPH035432A (ja) | n―ブタンによるアルコールの脱水方法 | |
KR101842095B1 (ko) | 아세트산 정제 공정 및 장치 | |
JPH08291092A (ja) | イソプロピルアルコールの製造方法 | |
JPH04193303A (ja) | アルコールの精製方法 | |
KR101947130B1 (ko) | 방향족 화합물 산화 공정에서 초산을 회수하는 방법 |
Legal Events
Date | Code | Title | Description |
---|---|---|---|
S533 | Written request for registration of change of name |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: R313533 |
|
R350 | Written notification of registration of transfer |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: R350 |
|
EXPY | Cancellation because of completion of term |