JPH0254811B2 - - Google Patents
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- JPH0254811B2 JPH0254811B2 JP58227561A JP22756183A JPH0254811B2 JP H0254811 B2 JPH0254811 B2 JP H0254811B2 JP 58227561 A JP58227561 A JP 58227561A JP 22756183 A JP22756183 A JP 22756183A JP H0254811 B2 JPH0254811 B2 JP H0254811B2
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- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
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- 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
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/141—Feedstock
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- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Description
本発明は、無水エタノールの製造方法および装
置に関する。更に詳しくは、本発明は、稀薄かつ
泥状のエタノール原料から省エネルギー的に無水
エタノールを取得することのできる該製造方法お
よび装置に関する。 公知の稀薄原料からの無水アルコール製造装置
は、直列に接続された濃縮塔、共沸蒸留塔および
溶剤回収塔からなる装置の濃縮塔に稀薄原料を供
給し、塔頂蒸気は夫々独立の冷却源で冷却される
よう構成されている。 このため特に濃縮塔で消費する熱量は、たとえ
ば該公知方法で取得される無水アルコールの保有
する熱量とほゞ等量にも達し、そのコストは今日
の省エネルギー時代においては無視しえない程度
のものである。特開昭56−113717号は、この問題
に関し、濃縮塔を第１塔（粗濃縮塔）と第２塔
（濃縮塔）に分け、該第２塔の塔頂蒸気を圧縮昇
温させてこの蒸気で第１塔の加熱に必要な水蒸気
を発生させ、該加熱後の凝縮塔（94〜95％アルコ
ール）の一部を取得し（製品）、一部を該第２塔
の環流液とする如く構成している。これにより、
第１、２塔の所要加熱量は、上記圧縮に必要な電
力をスチーム換算してもなお公知の２塔式濃縮装
置に較べて約1/2量の熱量ですむことになつてい
る。 しかし、該方法で得られる製品は、94〜95％ア
ルコールであり、無水アルコールを得るための共
沸塔以下の熱源の合理化は達成されていない。 本発明者等は、特開昭56−113717号において残
された課題を解決すべく研究して二発明を完成
し、先に特願昭57−138244号（特開昭59−27841
号）および特願昭58−70708号（特開昭59−
196833号）として特許出願した。これらの発明の
装置では、第１塔（粗濃縮塔）および第２塔（濃
縮塔）のいずれか一つを加圧塔、他の一つを常圧
塔とし常圧塔の塔頂蒸気を機械式圧縮ポンプで圧
縮して被圧縮ガスが該塔の缶の加熱に使用できる
如くし、他の一つを加圧蒸留塔としてその塔頂蒸
気を共に常圧で操作する共沸蒸留塔と溶剤回収塔
の加熱に使用できる如くすることにより、共沸蒸
留塔以下の熱源の合理化を図つた。 また、同様の目的で他の一発明を完成し特願昭
57−208984号（特開昭59−98025号）として特許
出願した。この発明の装置では、第１塔（粗濃縮
塔）および第２塔（共沸塔）のいずれか一つの塔
頂ガスを蒸気タービンで機械的に圧縮し、圧縮さ
れたガスを同一の塔の缶液の加熱に使用し、他の
一つの塔の塔頂蒸気を吸収式熱ポンプ（兼レボイ
ラー）で凝縮させることにより同一の塔の缶液の
熱源とし、該吸収式熱ポンプの熱源には前述の蒸
気タービンで使用すみの背圧蒸気を使用すること
により熱源の合理化を図つた。しかしながら、こ
れらの改良技術では、粗濃縮塔の塔頂蒸気中に含
まれる非凝縮性のガスを分離せず、若しくは分離
することが不可能なため、エタノール原料として
前述の醪のような醗酵に基づく炭酸ガス（CO2）
を含有しているものを使用した場合には、非凝縮
性ガスとしてのCO2が粗濃縮塔、濃縮塔若しくは
共沸塔に蓄積し、これらのガス各塔々頂蒸気への
混入は、圧縮機の圧縮比を増加させ、被圧縮ガス
が各塔のレボイラーで凝縮しないのでレボイラー
の伝熱係数が低下し、結局該レボイラーの所要伝
熱面積を増大させることが判つた。 上述のようにCO2が凝縮塔に蓄積する状況を考
察すると下記の如くである。 先ず原料醪（６〜10％エタノール含有）に含
まれるCO2の量は、CO2の溶解度上は水（30
℃）とみなせば、その溶解度は0.665ml／水ml
（日本化学会発行、化学便覧）であるので、原
料１m3／hr（約1000Kg／hrに対して、 0.665×１＝0.665Nm3／hr が溶解している。 次に、この原料を密閉系の蒸留システムで処
理した際、CO2の排出先は、イ蒸留されたエタ
ノールおよびロ廃液中のいずれかである。しか
しながら、後述する理由でエタノールへ移行す
るCO2量は、原料から持込まれるCO2に較べて
著しく少なく、廃液中に移行するCO2は殆んど
ない。先ず前者については、無水エタノールガ
スが78℃で凝縮し、この温度で溶解しうるCO2
量を15℃の水に於けるCO2溶解度と78℃の水に
おけるそれとの比と同じ比率（１／3.6）で低
下するとすれば、エタノール６重量％の原料
1000Kg／hrに対して、 0.06×2.3×１／3.6÷0.79＝0.0485Nm3／hr となる（たゞし、2.3は15℃のエタノールに対
するCO2の溶解度、0.79はエタノールの比重で
ある。）上述の0.0485Nm3／hrは、前述の
0.665Nm3／hr（原料から持込まれるCO2量）に
較べ著しく少ない。 次に後者（廃液中に移行するCO2）について
は、凝縮塔（若しくは粗凝縮）の缶液（註、こ
の一部が逐次排出される）は、100℃（常圧の
場合）の水であり、CO2の溶解度は、実質的に
零である。 、で述べた理由にで蒸留システムに持込
まれたCO2は、その大部分系内に蓄積し、前述
のトラブルを惹きおこす。 本発明者等は、この問題を解決すべく、原料
中に含まれる炭酸ガスを予め除去する装置とし
て後に詳述する脱気塔を濃縮塔、共沸蒸留塔な
らびに溶剤回収塔からなる無水エタノール製造
装置に組み合わせ、この脱炭酸ガス装置で処理
されたエタノール原料を濃縮塔に供給できるよ
うにすることにより、前述のトラブルを解決し
た。 以上のように本発明は、省エネルギー的無水ア
ルコールの製造法と装置の提供を目的とする。 以下本発明の構成および効果を図のフローシー
トに基づいて詳細に説明する。 図において、醗酵法によつて製造された醪のよ
うなエタノール原料（エタノール濃度１〜6mol
％）は、脱気塔Ａの中段へ配管１を通じて供給さ
れる。脱気塔Ａ内は、配管２で連結された真空発
生装置Ｈにより50〜100mmHgabsに保たれている。
供給されたエタノール原料は、該塔内を流下する
間に、後述の表に示すように脱炭酸ガスされる。
供給されるエタノール原料の温度または塔内温度
は限定されないが、15〜30℃程度である。脱気塔
Ａの内部構造は、限定されず、例えばぬれ壁塔、
充填塔若しくは棚板塔のいずれでもよい。該塔内
を流下して脱炭酸ガスされたエタノール原料は、
配管３およびポンプＰ−１を経て濃縮塔Ｂの中段
に供給される。 前述の真空発生装置は、所要の真空度が得られ
るならば、装置的に限定されず、例えば(1)真空ポ
ンプ又は水流によるアスピレーター方式、(2)真空
によるフラツシング方式が採用できる。図に示さ
れた真空発生装置Ｈは、後者でスチームエジエク
ターK1、K2と凝縮器L1、L2の直列２段階の組合
わせが脱気塔Ａの塔頂と配管２により連結されて
いる。スチームエジエクターK1，K2に所要の蒸
気が凝縮器L1，L2に冷却水が供給されて前述の
真空が発生し、脱気塔Ａ内のエタノール原料中の
炭酸ガスを脱気する。脱気された炭酸ガスは、配
管２，２′，２″を経て、凝縮した蒸気と共に水封
槽Ｍを経て排出される。 濃縮塔Ｂに供給される脱炭酸されたエタノール
原料と脱炭酸前のそれとの量的関係は、例えば次
の表のようになる。
置に関する。更に詳しくは、本発明は、稀薄かつ
泥状のエタノール原料から省エネルギー的に無水
エタノールを取得することのできる該製造方法お
よび装置に関する。 公知の稀薄原料からの無水アルコール製造装置
は、直列に接続された濃縮塔、共沸蒸留塔および
溶剤回収塔からなる装置の濃縮塔に稀薄原料を供
給し、塔頂蒸気は夫々独立の冷却源で冷却される
よう構成されている。 このため特に濃縮塔で消費する熱量は、たとえ
ば該公知方法で取得される無水アルコールの保有
する熱量とほゞ等量にも達し、そのコストは今日
の省エネルギー時代においては無視しえない程度
のものである。特開昭56−113717号は、この問題
に関し、濃縮塔を第１塔（粗濃縮塔）と第２塔
（濃縮塔）に分け、該第２塔の塔頂蒸気を圧縮昇
温させてこの蒸気で第１塔の加熱に必要な水蒸気
を発生させ、該加熱後の凝縮塔（94〜95％アルコ
ール）の一部を取得し（製品）、一部を該第２塔
の環流液とする如く構成している。これにより、
第１、２塔の所要加熱量は、上記圧縮に必要な電
力をスチーム換算してもなお公知の２塔式濃縮装
置に較べて約1/2量の熱量ですむことになつてい
る。 しかし、該方法で得られる製品は、94〜95％ア
ルコールであり、無水アルコールを得るための共
沸塔以下の熱源の合理化は達成されていない。 本発明者等は、特開昭56−113717号において残
された課題を解決すべく研究して二発明を完成
し、先に特願昭57−138244号（特開昭59−27841
号）および特願昭58−70708号（特開昭59−
196833号）として特許出願した。これらの発明の
装置では、第１塔（粗濃縮塔）および第２塔（濃
縮塔）のいずれか一つを加圧塔、他の一つを常圧
塔とし常圧塔の塔頂蒸気を機械式圧縮ポンプで圧
縮して被圧縮ガスが該塔の缶の加熱に使用できる
如くし、他の一つを加圧蒸留塔としてその塔頂蒸
気を共に常圧で操作する共沸蒸留塔と溶剤回収塔
の加熱に使用できる如くすることにより、共沸蒸
留塔以下の熱源の合理化を図つた。 また、同様の目的で他の一発明を完成し特願昭
57−208984号（特開昭59−98025号）として特許
出願した。この発明の装置では、第１塔（粗濃縮
塔）および第２塔（共沸塔）のいずれか一つの塔
頂ガスを蒸気タービンで機械的に圧縮し、圧縮さ
れたガスを同一の塔の缶液の加熱に使用し、他の
一つの塔の塔頂蒸気を吸収式熱ポンプ（兼レボイ
ラー）で凝縮させることにより同一の塔の缶液の
熱源とし、該吸収式熱ポンプの熱源には前述の蒸
気タービンで使用すみの背圧蒸気を使用すること
により熱源の合理化を図つた。しかしながら、こ
れらの改良技術では、粗濃縮塔の塔頂蒸気中に含
まれる非凝縮性のガスを分離せず、若しくは分離
することが不可能なため、エタノール原料として
前述の醪のような醗酵に基づく炭酸ガス（CO2）
を含有しているものを使用した場合には、非凝縮
性ガスとしてのCO2が粗濃縮塔、濃縮塔若しくは
共沸塔に蓄積し、これらのガス各塔々頂蒸気への
混入は、圧縮機の圧縮比を増加させ、被圧縮ガス
が各塔のレボイラーで凝縮しないのでレボイラー
の伝熱係数が低下し、結局該レボイラーの所要伝
熱面積を増大させることが判つた。 上述のようにCO2が凝縮塔に蓄積する状況を考
察すると下記の如くである。 先ず原料醪（６〜10％エタノール含有）に含
まれるCO2の量は、CO2の溶解度上は水（30
℃）とみなせば、その溶解度は0.665ml／水ml
（日本化学会発行、化学便覧）であるので、原
料１m3／hr（約1000Kg／hrに対して、 0.665×１＝0.665Nm3／hr が溶解している。 次に、この原料を密閉系の蒸留システムで処
理した際、CO2の排出先は、イ蒸留されたエタ
ノールおよびロ廃液中のいずれかである。しか
しながら、後述する理由でエタノールへ移行す
るCO2量は、原料から持込まれるCO2に較べて
著しく少なく、廃液中に移行するCO2は殆んど
ない。先ず前者については、無水エタノールガ
スが78℃で凝縮し、この温度で溶解しうるCO2
量を15℃の水に於けるCO2溶解度と78℃の水に
おけるそれとの比と同じ比率（１／3.6）で低
下するとすれば、エタノール６重量％の原料
1000Kg／hrに対して、 0.06×2.3×１／3.6÷0.79＝0.0485Nm3／hr となる（たゞし、2.3は15℃のエタノールに対
するCO2の溶解度、0.79はエタノールの比重で
ある。）上述の0.0485Nm3／hrは、前述の
0.665Nm3／hr（原料から持込まれるCO2量）に
較べ著しく少ない。 次に後者（廃液中に移行するCO2）について
は、凝縮塔（若しくは粗凝縮）の缶液（註、こ
の一部が逐次排出される）は、100℃（常圧の
場合）の水であり、CO2の溶解度は、実質的に
零である。 、で述べた理由にで蒸留システムに持込
まれたCO2は、その大部分系内に蓄積し、前述
のトラブルを惹きおこす。 本発明者等は、この問題を解決すべく、原料
中に含まれる炭酸ガスを予め除去する装置とし
て後に詳述する脱気塔を濃縮塔、共沸蒸留塔な
らびに溶剤回収塔からなる無水エタノール製造
装置に組み合わせ、この脱炭酸ガス装置で処理
されたエタノール原料を濃縮塔に供給できるよ
うにすることにより、前述のトラブルを解決し
た。 以上のように本発明は、省エネルギー的無水ア
ルコールの製造法と装置の提供を目的とする。 以下本発明の構成および効果を図のフローシー
トに基づいて詳細に説明する。 図において、醗酵法によつて製造された醪のよ
うなエタノール原料（エタノール濃度１〜6mol
％）は、脱気塔Ａの中段へ配管１を通じて供給さ
れる。脱気塔Ａ内は、配管２で連結された真空発
生装置Ｈにより50〜100mmHgabsに保たれている。
供給されたエタノール原料は、該塔内を流下する
間に、後述の表に示すように脱炭酸ガスされる。
供給されるエタノール原料の温度または塔内温度
は限定されないが、15〜30℃程度である。脱気塔
Ａの内部構造は、限定されず、例えばぬれ壁塔、
充填塔若しくは棚板塔のいずれでもよい。該塔内
を流下して脱炭酸ガスされたエタノール原料は、
配管３およびポンプＰ−１を経て濃縮塔Ｂの中段
に供給される。 前述の真空発生装置は、所要の真空度が得られ
るならば、装置的に限定されず、例えば(1)真空ポ
ンプ又は水流によるアスピレーター方式、(2)真空
によるフラツシング方式が採用できる。図に示さ
れた真空発生装置Ｈは、後者でスチームエジエク
ターK1、K2と凝縮器L1、L2の直列２段階の組合
わせが脱気塔Ａの塔頂と配管２により連結されて
いる。スチームエジエクターK1，K2に所要の蒸
気が凝縮器L1，L2に冷却水が供給されて前述の
真空が発生し、脱気塔Ａ内のエタノール原料中の
炭酸ガスを脱気する。脱気された炭酸ガスは、配
管２，２′，２″を経て、凝縮した蒸気と共に水封
槽Ｍを経て排出される。 濃縮塔Ｂに供給される脱炭酸されたエタノール
原料と脱炭酸前のそれとの量的関係は、例えば次
の表のようになる。
【表】
かくして、例えば、上述(3)の組成を持つ原料
は、濃縮塔Ｂでエタノール94.4重量％まで蒸留濃
縮される。該濃縮された塔頂蒸気は、配管４によ
り圧縮機G1に導かれる。他方、塔底液は、水
（但し醗酵粕含有）となり、配管７から逐次排出
される。圧縮機G1に導かれた塔頂蒸気（常圧）
は、３〜４Kg／cm2Ｇにより圧縮される。圧縮され
た該蒸気は、配管４′により、塔Ｂに付設された
レボイラーＥ−１（熱交換器）に導かれ、こゝで
配管６により循環している塔Ｂの缶液を加熱して
蒸発させると共に自らは冷却凝縮される。前述の
被圧縮蒸気の凝縮温度は圧縮圧が４Kg／cm2Ｇのと
き112℃であり、他方塔Ｂの塔底液は実質的に水
である（沸点100℃）。したがつて塔底液中溶解物
および塔内圧損失による塔底液の沸点上昇を考慮
しても塔Ｂが常圧で運転される限り前述の被圧縮
蒸気は塔Ｂの塔底液の加熱源として温度的には十
分である。 レボイラーＥ−１で冷却凝縮された凝縮液（濃
縮エタノール）の一部は、凝縮液ポンプＰ−２に
より配管４′，５′を通じて塔Ｂに還流し、他の一
部は配管４′，５を通じて共沸蒸留塔Ｃの上段近
くに供給される。 該塔Ｃは、共沸溶剤（例えばベンゼン）を使用
する共沸蒸留塔で塔頂から３成分共沸組成の蒸気
（この場合、エタノール−水−ベンゼン）を留出
し、塔底からは配管１０により無水エタノール
（製品）を排出する。塔頂からの３成分共沸蒸気
は、配管８により圧縮機G2に導かれ、３〜４
Kg／cm2Ｇに圧縮される。今、圧縮圧を3.4Kg／cm2
Ｇとすれば、被圧縮蒸気の凝縮温度は95℃であ
る。一方、塔Ｃの缶液は、無水エタノールであつ
て、塔Ｃが常圧で運転される場合、その沸点は78
℃である。したがつて、前述の被圧縮蒸気は、塔
Ｃの缶液を加熱するに十分な温度差を有し、この
温度差は塔内圧損失による無水エタノールの沸点
上昇を考慮してもなお十分である。そこで前述の
被圧縮蒸気は、配管８′を経て塔Ｃに付設された
レボイラーＥ−２に導かれ、同じく配管１１によ
つてレボイラーＥ−２に導かれた塔Ｃの缶液（無
水エタノール）を加熱して蒸発させ、自らは冷却
されて凝縮する。該凝縮液は、凝縮液ポンプＰ−
３、配管９を通じてデカンターＦに送られる。該
凝縮液は、デカンターＦ内で溶剤に富む相と水に
富む相の二相に分離される。そして前者は、配管
１２により塔Ｃに戻る。 後者（水に富む相）は、配管１２によりデカン
ターＦから溶剤回収塔Ｄに送られる。該塔では、
塔頂から配管１４によりエタノール−水−溶剤の
３成分共沸蒸気を留出し、塔底からは配管１７に
より水を排出する。該共沸蒸気は、配管１４を経
て凝縮器Ｅ−３に入り、水により冷却凝縮され、
凝縮液は配管１４′、ポンプＰ−４、配管１５を
経て一部はデカンターＦに送られ他の一部はさら
に配管１５′を経て還流液として塔Ｄに戻る。本
発明にあつては、塔Ｄの塔頂蒸気（３成分蒸気）
を圧縮して、被圧縮ガスを塔Ｄの缶の熱源とする
こともできる。しかし、塔ＤのレボイラーＥ−
４の所要熱量は他の塔Ｂ，Ｃのレボイラーのそれ
に較べて著しく少なく、また塔頂蒸気と塔底液
の温度が大きいので、凝縮器Ｅ−３に代えて圧縮
機を設置することはそれほど有利ではない。 以上説明したところから明らかなように、本発
明は、醗酵法により得られ、従つて炭酸ガスを含
む稀薄エタノール液を原料とし、ヒートポンプを
適用した蒸留装置を用いて無水エタノールを製造
する際の次の二つの問題点を解決できるという効
果を有する。すなわち、原料中に含まれる炭酸
ガスがヒートポンプの圧縮機の圧縮比を増大させ
ることにより、圧縮機運転のための消費動力を増
大させ、およびヒートポンプにより圧縮された
ガスが不凝縮性ガス（註．炭酸ガス）を含むた
め、該ガスを含まない場合に較べてレボイラーの
所要伝熱面積が増大するという問題点である。 したがつて上述のヒートポンプは機械式熱ポン
プであつても吸収式熱ポンプであつてもエタノー
ル原料の炭酸ガス除去により上述の効果がもたら
されることになる。
は、濃縮塔Ｂでエタノール94.4重量％まで蒸留濃
縮される。該濃縮された塔頂蒸気は、配管４によ
り圧縮機G1に導かれる。他方、塔底液は、水
（但し醗酵粕含有）となり、配管７から逐次排出
される。圧縮機G1に導かれた塔頂蒸気（常圧）
は、３〜４Kg／cm2Ｇにより圧縮される。圧縮され
た該蒸気は、配管４′により、塔Ｂに付設された
レボイラーＥ−１（熱交換器）に導かれ、こゝで
配管６により循環している塔Ｂの缶液を加熱して
蒸発させると共に自らは冷却凝縮される。前述の
被圧縮蒸気の凝縮温度は圧縮圧が４Kg／cm2Ｇのと
き112℃であり、他方塔Ｂの塔底液は実質的に水
である（沸点100℃）。したがつて塔底液中溶解物
および塔内圧損失による塔底液の沸点上昇を考慮
しても塔Ｂが常圧で運転される限り前述の被圧縮
蒸気は塔Ｂの塔底液の加熱源として温度的には十
分である。 レボイラーＥ−１で冷却凝縮された凝縮液（濃
縮エタノール）の一部は、凝縮液ポンプＰ−２に
より配管４′，５′を通じて塔Ｂに還流し、他の一
部は配管４′，５を通じて共沸蒸留塔Ｃの上段近
くに供給される。 該塔Ｃは、共沸溶剤（例えばベンゼン）を使用
する共沸蒸留塔で塔頂から３成分共沸組成の蒸気
（この場合、エタノール−水−ベンゼン）を留出
し、塔底からは配管１０により無水エタノール
（製品）を排出する。塔頂からの３成分共沸蒸気
は、配管８により圧縮機G2に導かれ、３〜４
Kg／cm2Ｇに圧縮される。今、圧縮圧を3.4Kg／cm2
Ｇとすれば、被圧縮蒸気の凝縮温度は95℃であ
る。一方、塔Ｃの缶液は、無水エタノールであつ
て、塔Ｃが常圧で運転される場合、その沸点は78
℃である。したがつて、前述の被圧縮蒸気は、塔
Ｃの缶液を加熱するに十分な温度差を有し、この
温度差は塔内圧損失による無水エタノールの沸点
上昇を考慮してもなお十分である。そこで前述の
被圧縮蒸気は、配管８′を経て塔Ｃに付設された
レボイラーＥ−２に導かれ、同じく配管１１によ
つてレボイラーＥ−２に導かれた塔Ｃの缶液（無
水エタノール）を加熱して蒸発させ、自らは冷却
されて凝縮する。該凝縮液は、凝縮液ポンプＰ−
３、配管９を通じてデカンターＦに送られる。該
凝縮液は、デカンターＦ内で溶剤に富む相と水に
富む相の二相に分離される。そして前者は、配管
１２により塔Ｃに戻る。 後者（水に富む相）は、配管１２によりデカン
ターＦから溶剤回収塔Ｄに送られる。該塔では、
塔頂から配管１４によりエタノール−水−溶剤の
３成分共沸蒸気を留出し、塔底からは配管１７に
より水を排出する。該共沸蒸気は、配管１４を経
て凝縮器Ｅ−３に入り、水により冷却凝縮され、
凝縮液は配管１４′、ポンプＰ−４、配管１５を
経て一部はデカンターＦに送られ他の一部はさら
に配管１５′を経て還流液として塔Ｄに戻る。本
発明にあつては、塔Ｄの塔頂蒸気（３成分蒸気）
を圧縮して、被圧縮ガスを塔Ｄの缶の熱源とする
こともできる。しかし、塔ＤのレボイラーＥ−
４の所要熱量は他の塔Ｂ，Ｃのレボイラーのそれ
に較べて著しく少なく、また塔頂蒸気と塔底液
の温度が大きいので、凝縮器Ｅ−３に代えて圧縮
機を設置することはそれほど有利ではない。 以上説明したところから明らかなように、本発
明は、醗酵法により得られ、従つて炭酸ガスを含
む稀薄エタノール液を原料とし、ヒートポンプを
適用した蒸留装置を用いて無水エタノールを製造
する際の次の二つの問題点を解決できるという効
果を有する。すなわち、原料中に含まれる炭酸
ガスがヒートポンプの圧縮機の圧縮比を増大させ
ることにより、圧縮機運転のための消費動力を増
大させ、およびヒートポンプにより圧縮された
ガスが不凝縮性ガス（註．炭酸ガス）を含むた
め、該ガスを含まない場合に較べてレボイラーの
所要伝熱面積が増大するという問題点である。 したがつて上述のヒートポンプは機械式熱ポン
プであつても吸収式熱ポンプであつてもエタノー
ル原料の炭酸ガス除去により上述の効果がもたら
されることになる。
図は、本発明の無水エタノール製造装置のフロ
ーシートを示す。図において、ＡおよびＨは、脱
炭酸ガス装置を構成し、前者は脱気塔、後者は真
空発生装置（註．スチームエジエクター）を示
す。また、Ｂ，Ｃ，Ｄはそれぞれ蒸留装置を構成
する濃縮塔、共沸蒸留塔および溶剤回収塔であ
る。また、G1，G2はヒートポンプの圧縮機、Ｅ
−１，Ｅ−２およびＥ−４は夫々塔Ｂ，Ｃおよび
Ｄに付設されたレボイラー、Ｅ−３は塔Ｄの凝縮
器、Ｆは塔Ｃに付設されるデカンターＦでＰ−
１，Ｐ−２，Ｐ−３およびＰ−４は夫々ポンプを
示す。
ーシートを示す。図において、ＡおよびＨは、脱
炭酸ガス装置を構成し、前者は脱気塔、後者は真
空発生装置（註．スチームエジエクター）を示
す。また、Ｂ，Ｃ，Ｄはそれぞれ蒸留装置を構成
する濃縮塔、共沸蒸留塔および溶剤回収塔であ
る。また、G1，G2はヒートポンプの圧縮機、Ｅ
−１，Ｅ−２およびＥ−４は夫々塔Ｂ，Ｃおよび
Ｄに付設されたレボイラー、Ｅ−３は塔Ｄの凝縮
器、Ｆは塔Ｃに付設されるデカンターＦでＰ−
１，Ｐ−２，Ｐ−３およびＰ−４は夫々ポンプを
示す。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １ 脱炭酸ガス装置、濃縮塔、共沸蒸留塔および
溶剤回収塔からなる蒸留装置であつてエタノール
原料から無水エタノールを製造するものにおい
て、該脱炭酸ガス装置は、脱気塔Ａ、原料供給管
１、エタノール蒸気配管２、脱気液配管３、脱気
液ポンプＰ−１および前記配管２で結合された真
空発生装置Ｈからなり、濃縮塔Ｂには、脱気液配
管３、エタノール蒸気配管４および該配管４で該
塔Ｂと連結された圧縮機G1、エタノール凝縮液
配管４′および該配管４′で圧縮機G1と缶液配管
６で該塔Ｂと連結されたレボイラーＥ−１、該缶
液配管６および廃液抜出管７、配管４′および環
流液配管５′で該塔Ｂと連結された濃縮液ポンプ
Ｐ−２が結合され、共沸蒸留塔Ｃには、濃縮液配
管５、共沸組成ガス配管８、該配管８で該塔と連
結された圧縮機G2、共沸液配管８′および該配管
８′で圧縮機G2と缶液配管１１で該塔Ｃと連結さ
れた熱交換器Ｅ−２、該缶液配管１１および水抜
出管１０、配管８′で熱交換器Ｅ−２と配管９で
デカンターＦと連結された共沸液ポンプＰ−３、
環流液配管１２該配管１２で該塔Ｃと連結された
デカンターＦが結合され、溶剤回収塔Ｄには、配
管１３、配管１４、該配管で該塔と連結された凝
縮器Ｅ−３、配管１４′および該配管１４′で凝縮
器Ｅ−３と配管１５でデカンターＦと連結された
ポンプＰ−４、該配管１５および配管１５と該
塔々頂を連結する配管１５′および水抜出配管１
７が結合されてなる無水エタノール製造装置。 ２ 真空発生装置Ｈが直列に結合されたスチーム
エジエクターK1と凝縮器L1の組合せおよびスチ
ームエジエクターK2と凝縮器L2の組合わせから
なり、該K1は配管２で脱気塔Ａと該K2は連結管
で該L1と結合され、該L1とL2は夫々排水管２′，
２″で水封器Ｍと結合されてなる特許請求の範囲
第１項に記載の製造装置。 ３ 濃縮塔、共沸蒸留塔および溶剤回収塔からな
る蒸留装置を用いてエタノール原料から無水エタ
ノールを製造する方法において、濃縮塔の手前に
脱気塔および真空発生装置からなる炭酸ガス除去
装置を付加し、前記濃縮塔および共沸蒸留塔は加
圧蒸留塔とし、前記脱気塔へ無水エタノール原料
を供給して減圧処理することにより脱炭酸ガス処
理し、該脱炭酸ガス処理された前記原料を濃縮塔
へ供給し、該塔の塔頂蒸気を圧縮して被圧縮ガス
で該塔の缶液を加熱して蒸気を発生させ、該加熱
後の凝縮液の一部を共沸蒸留塔へ供給し、他の一
部を濃縮塔への環流液とし、共沸蒸留塔の塔頂蒸
気を圧縮して被圧縮ガスで該塔の缶液を加熱して
蒸気を発生させ、該加熱後の凝縮液をデカンター
へ送り、該デカンターで上下二層に分離した上層
液を共沸蒸留塔へ環流させ、塔底から無水エタノ
ールを抜出し、該デカンターの下層液を溶剤回収
塔へ供給し、溶剤回収塔の塔頂蒸気を冷却凝縮さ
せて凝縮液の一部を該塔々頂へ環流させ、他の一
部をデカンターへ環流させ、塔底液を缶で加熱し
て蒸気を発生させ、塔底液（水）の一部を排出さ
せることを特徴とする無水エタノールの製造方
法。 ４ 脱気塔に稀薄エタノール原料を供給し、塔内
を15〜40℃、塔内圧を20〜200mmＨｇとして脱炭
酸ガス処理する特許請求の範囲第３項に記載の方
法。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP58227561A JPS60226837A (ja) | 1983-12-01 | 1983-12-01 | 無水エタノ−ルの製造装置および無水エタノ−ルの製造法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP58227561A JPS60226837A (ja) | 1983-12-01 | 1983-12-01 | 無水エタノ−ルの製造装置および無水エタノ−ルの製造法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS60226837A JPS60226837A (ja) | 1985-11-12 |
| JPH0254811B2 true JPH0254811B2 (ja) | 1990-11-22 |
Family
ID=16862834
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP58227561A Granted JPS60226837A (ja) | 1983-12-01 | 1983-12-01 | 無水エタノ−ルの製造装置および無水エタノ−ルの製造法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS60226837A (ja) |
Families Citing this family (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| NO328571B1 (no) | 2007-10-12 | 2010-03-22 | Epcon Energy & Process Control | Fremgangsmate ved avvanning av en blanding av overveiende etanol og vann |
| JP2010065001A (ja) * | 2008-09-12 | 2010-03-25 | Nippon Refine Kk | 発酵もろみからエタノールと水を分離、回収する方法および装置 |
| JP2011162502A (ja) * | 2010-02-12 | 2011-08-25 | Hirotoshi Horizoe | 無水エタノールの製造方法 |
| JP6289112B2 (ja) * | 2014-01-17 | 2018-03-07 | 東洋エンジニアリング株式会社 | 蒸留塔 |
| JP6312614B2 (ja) * | 2015-02-06 | 2018-04-18 | 国立大学法人名古屋大学 | 含水エタノールの蒸留装置および無水エタノールの製造方法 |
Family Cites Families (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS57138244A (en) * | 1981-02-19 | 1982-08-26 | Matsushita Electric Ind Co Ltd | Automatic answering telephone set |
| JPS5941400B2 (ja) * | 1982-08-09 | 1984-10-06 | 新燃料油開発技術研究組合 | 無水エタノ−ルの製造方法および装置 |
| JPS6042214B2 (ja) * | 1982-11-29 | 1985-09-20 | 新燃料油開発技術研究組合 | 無水エタノ−ルの製造方法および装置 |
| JPS6055117B2 (ja) * | 1983-04-21 | 1985-12-03 | 新燃料油開発技術研究組合 | 無水エタノ−ルの製造方法および装置 |
-
1983
- 1983-12-01 JP JP58227561A patent/JPS60226837A/ja active Granted
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS60226837A (ja) | 1985-11-12 |
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