JPH0651085B2 - 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
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- JPH0651085B2 JPH0651085B2 JP2322329A JP32232990A JPH0651085B2 JP H0651085 B2 JPH0651085 B2 JP H0651085B2 JP 2322329 A JP2322329 A JP 2322329A JP 32232990 A JP32232990 A JP 32232990A JP H0651085 B2 JPH0651085 B2 JP H0651085B2
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- 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
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- 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)
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９
０wt% 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−プロパノール、ｉ
−ブタノール、ｎ−ブタノール、ｉ−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。
０wt% 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−プロパノール、ｉ
−ブタノール、ｎ−ブタノール、ｉ−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、これらの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（特開昭６０−４１６２７
号公報）にみられる。
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（特開昭６０−４１６２７
号公報）にみられる。
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＝特開平３−２７３３６号
公報参照）。
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＝特開平３−２７３３６号
公報参照）。
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、メタノール、プロパノール、
アセトアルデヒド、酢酸、ア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、メタノール、プロパノール、
アセトアルデヒド、酢酸、ア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う
るものであるが、その一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２０
wt% 前後で残りは水である。
るものであるが、その一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２０
wt% 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。
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。
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。
第１図において、１は向流抽出塔（充填塔、棚段塔又は
多段抽出塔などが好ましい。）、２は原料であるアルコ
ールを含む水溶液の原料供給ライン、３は抽出残液（水
が主成分）の取出しライン、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、１３は溶剤抽出蒸留塔、１４は塔底混合
液体（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は溶剤抽出塔の
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（実質的には溶剤が含まれていない液体アルコール
からなる）抜出しライン、３０は脱溶剤塔塔頂蒸気（実
質的にはアルコールが含まれていない溶剤蒸気からな
る）抜出しライン、３２は脱溶剤塔底液加熱用熱交換器
である。
多段抽出塔などが好ましい。）、２は原料であるアルコ
ールを含む水溶液の原料供給ライン、３は抽出残液（水
が主成分）の取出しライン、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、１３は溶剤抽出蒸留塔、１４は塔底混合
液体（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は溶剤抽出塔の
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（実質的には溶剤が含まれていない液体アルコール
からなる）抜出しライン、３０は脱溶剤塔塔頂蒸気（実
質的にはアルコールが含まれていない溶剤蒸気からな
る）抜出しライン、３２は脱溶剤塔底液加熱用熱交換器
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おり、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（一次脱水工程）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（一次脱水工程）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
縮できなかった。
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
縮できなかった。
該重力沈降槽６の好ましい圧力は、前記向流抽出塔１と
同一で、好ましい温度は一次脱水工程より低くしなけれ
ばならぬが、その温度は溶剤の種類により異なり、軽液
相中のアルコール濃度が約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めに液位調整弁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。
同一で、好ましい温度は一次脱水工程より低くしなけれ
ばならぬが、その温度は溶剤の種類により異なり、軽液
相中のアルコール濃度が約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めに液位調整弁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出す（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出す（三次脱水工程）。
該塔底混合液体取出しライン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。
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がほゞ同量溶解
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がほゞ同量溶解
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。かくして溶剤を媒体にアルコールと水の分離がで
き、無水アルコールが得られる。
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アルコールと水の分離がで
き、無水アルコールが得られる。
溶剤抽出蒸留塔１３内で溶剤の蒸気は液が共存する条件
とするためには、温度は溶剤の臨界温度Ｔｃ以下で、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。
とするためには、温度は溶剤の臨界温度Ｔｃ以下で、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。
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のリボイラ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のリボイラ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ボイラ１８
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２５より向流抽出塔１の下部から供給され
る。
と小さく圧縮機１７の少ない圧縮比によりリボイラ１８
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２５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を詳細に説明す
る。
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の流量で向流抽出塔
（内径５０mm、高さ４ｍ）１の上部より、又、プロパン
溶剤を５kg／ｈの流量で下部の溶剤供給ライン２５より
供給し、向流抽出操作を温度１３０℃、圧力１００kg／
cm2Gで行った。
液を原料供給ライン２より１kg／ｈの流量で向流抽出塔
（内径５０mm、高さ４ｍ）１の上部より、又、プロパン
溶剤を５kg／ｈの流量で下部の溶剤供給ライン２５より
供給し、向流抽出操作を温度１３０℃、圧力１００kg／
cm2Gで行った。
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１００kg／cm2Gから圧力１９
kg／cm2G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２．５kg
／ｈで供給し、プロパンによる抽出蒸留を行った。
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１００kg／cm2Gから圧力１９
kg／cm2G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２．５kg
／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８０wt% 、２次濃縮で
９５wt% 、最終の３次濃縮で９９．９wt%にまで濃縮さ
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８０wt% 、２次濃縮で
９５wt% 、最終の３次濃縮で９９．９wt%にまで濃縮さ
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。
次に、ライン１４より抜出された混合物を、圧力１７kg
／cm2Gの条件下で、第１図に示す脱溶剤塔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
不純物が含まれないプロパンが、又塔底よりエタノール
１００に対しての組成比率が、水：０．１、メタノー
ル：０．０５、酢酸：０．０５、アセトアルデヒド：
０．０５、ｎ−プロパノール：０．０４、アセトン：
０．０のものが得られ、実質的にプロパン及び微量不純
物が分離されたエタノールを回収できた。
／cm2Gの条件下で、第１図に示す脱溶剤塔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
不純物が含まれないプロパンが、又塔底よりエタノール
１００に対しての組成比率が、水：０．１、メタノー
ル：０．０５、酢酸：０．０５、アセトアルデヒド：
０．０５、ｎ−プロパノール：０．０４、アセトン：
０．０のものが得られ、実質的にプロパン及び微量不純
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。
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、塔頂ガスの再生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の熱源を全量捕える
ことが、プロセスシミュレーションにより確認され、全
工程の所要エネルギーは約８００kcal／kg・エタノール
となり、既存蒸留法の約 1/3〜1/5 の省エネルギーが達
せられることがわかった。
び６１℃と小さく、塔頂ガスの再生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の熱源を全量捕える
ことが、プロセスシミュレーションにより確認され、全
工程の所要エネルギーは約８００kcal／kg・エタノール
となり、既存蒸留法の約 1/3〜1/5 の省エネルギーが達
せられることがわかった。
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、アセトアルデヒド、アセトン、プロ
パノールなどの不純物の分離が容易となる効果を奏す
る。
メタノール、酢酸、アセトアルデヒド、アセトン、プロ
パノ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)
- 【請求項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 JPH04193304A (ja) | 1992-07-13 |
| JPH0651085B2 true 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) |
Families Citing this family (37)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
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| US9024084B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-05-05 | Celanese International Corporation | Reduced energy alcohol separation process having controlled pressure |
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| US8927788B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-01-06 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol with reduced water from overhead of acid column |
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| US8884081B2 (en) | 2011-04-26 | 2014-11-11 | Celanese International Corporation | Integrated process for producing acetic acid and alcohol |
| US9000233B2 (en) | 2011-04-26 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Process to recover alcohol with secondary reactors for hydrolysis of acetal |
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| US8877987B2 (en) | 2011-08-03 | 2014-11-04 | Celanese International Corportation | Process for producing anhydrous ethanol using extractive distillation column |
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| US8895786B2 (en) | 2011-08-03 | 2014-11-25 | Celanese International Corporation | Processes for increasing alcohol production |
| US9120724B2 (en) | 2011-09-09 | 2015-09-01 | Takara Shuzo Co., Ltd. | Method for producing absolute alcohol and absolute alcohol |
| US9000237B2 (en) | 2012-12-20 | 2015-04-07 | Celanese International Corporation | Ethanol refining process using intermediate reboiler |
| JP6207848B2 (ja) * | 2013-03-07 | 2017-10-04 | 三井造船株式会社 | バイオエタノールの回収方法及び回収システム |
-
1990
- 1990-11-28 JP JP2322329A patent/JPH0651085B2/ja not_active Expired - Lifetime
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPH04193304A (ja) | 1992-07-13 |
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