JPH0536420B2 - - Google Patents
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- JPH0536420B2 JPH0536420B2 JP1294032A JP29403289A JPH0536420B2 JP H0536420 B2 JPH0536420 B2 JP H0536420B2 JP 1294032 A JP1294032 A JP 1294032A JP 29403289 A JP29403289 A JP 29403289A JP H0536420 B2 JPH0536420 B2 JP H0536420B2
- Authority
- JP
- Japan
- Prior art keywords
- distillation column
- alcohol
- water
- hydrocarbon
- ethanol
- Prior art date
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Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
- C07C29/74—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation
- C07C29/76—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation by physical treatment
- C07C29/80—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation by physical treatment by distillation
- C07C29/84—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation by physical treatment by distillation by extractive distillation
-
- 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
- Y02P20/10—Process efficiency
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)
Description
〔産業上の利用分野〕
本発明はアルコールの濃縮精製方法に関し、合
成アルコール、食品工業における使用済アルコー
ル水溶液及び発酵アルコール等から高純度のアル
コールを省エネルギー的に濃縮精製するのに適し
た方法に関する。 〔従来の技術〕 甘しよ、さつまいも、とうもろこし等の炭水化
物を原料とする発酵アルコールは飲料用及び工業
用として重要な出発原料であるが、発酵法で得ら
れるアルコール水溶液のアルコール濃度は10〜
20wt％と低いため、約95〜100wt％まで濃縮する
必要がある。 従来、この濃縮法として蒸留法が用いられてき
たが、主成分アルコール及び水の蒸発潜熱の回収
が困難で経済的に不利であり、これに替わる省エ
ネルギー型の濃縮法の開発が望まれている。 通常の蒸留法では10wt％から95wt％にアルコ
ールを濃縮するのに約3000kcal／Kg−アルコール
を要している。又95wt％から99.2wt％以上の無
水アルコールに蒸留にて濃縮するには、ジエチル
エーテル、ベンゼン、シクロヘキサンなどを用い
た共沸蒸留が行なわれており、約1000〜
2000kcal／Kg−アルコールのエネルギーを要し省
エネルギーが望まれている。 一方、省エネルギー型の濃縮法として超臨界状
態又は擬臨界状態の炭酸ガスを用いてアルコール
を水より抽出・分離して濃縮する方法が提案され
ている。（特開昭56−56201及び同59−141528号公
報） しかしながら、炭酸ガスを溶剤として用いた場
合、アルコールの溶解度が低く多量の炭酸ガスを
必要とするとともに、アルコールの選択的抽出に
は限界があり、最大濃縮度は約91wt％が限界で
あり、これ以上に濃縮することは不可能であるこ
とが最近報告されている。 〔発明が解決しようとする課題〕 本発明は、既存の蒸留法に較べて大巾に少ない
エネルギーで、アルコール濃縮99wt％以上に濃
縮する方法を提供しようとするものである。 〔課題を解決するための手段〕 本発明者らは産業上有利な価値を有する純度
99wt％以上の無水エタノールを省エネルギー的
に製造する方法について鋭意検討した結果、原料
のアルコール水溶液に、プロパン、プロピレン、
ｎ−ブタン、ｉ−ブタン又はこれらの混合物から
なる炭化水素溶剤を抽出溶剤として添加して加圧
抽出蒸留を行なうことにより、容易に無水アルコ
ールが得られること及び又、加圧抽出蒸留塔塔頂
ガスを再圧縮循環する際に発生する圧縮熱で加圧
抽出蒸留塔の熱源の大部分を捕え、既存の蒸留法
に較べて大巾にエネルギーが節約できることを見
出し、本発明を完成するに至つた。 即ち、本発明はエタノール及び水を主成分とす
る原料を第１蒸留塔の中部に供給し、第１蒸留塔
の上部より炭化水素溶剤を供給し、該第１蒸留塔
内で該炭化水素の液体と気体が同時に存在する温
度、圧力に保持し、該第１蒸留塔の下部より実質
的に水分を含まないエタノールと液体炭化水素
を、又該第１蒸留塔上部より実質的にエタノール
を含まない水分と蒸気炭化水素を取出す方法にお
いて、前記第１蒸留塔下部の無水エタノール及び
炭化水素混合液を第２蒸留塔に導入して炭化水素
溶剤をストリツピングするに際し、該第２蒸留塔
上部ガス相を前記第１蒸留塔上部ガス相と混合し
たのち加圧し、その圧縮熱を前記第１蒸留塔の熱
源に用いたのち冷却液化し、水分を分離したの
ち、該第２蒸留塔及び前記第１蒸留塔上部へ還流
することを特徴とする無水アルコールの製造方法
である。 〔作用〕 以下、本発明の一実施態様を第１図に従つて詳
述し、その作用を明らかにする。 第１図において、供給ライン１よりの原料アル
コール水溶液は、充填塔、多孔板塔、トレイ型塔
などの加圧抽出を行う第１蒸留塔２の中部に供給
される。炭化水素溶剤はライン１４より第１蒸留
塔２の上部に供給される。炭化水素のガスと液が
共存する条件下にアルコール水溶液をおいた場
合、アルコールは選択的に液体炭化水素に抽出さ
れ、更にアルコールに対して比較的液体炭化水素
が多量にある条件下では、水分は炭化水素／アル
コール混合液体中へは殆んど溶解せず、炭化水素
ガス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、水分は炭化水素ガス相側
へ選択的に移行させることができる。炭化水素
は、アルコール及び水との相互作用よりプロパ
ン、プロピレン、ｎ−ブタン、ｉ−ブタンが好ま
しい。かくしてアルコールと水との分離ができ、
無水アルコールが得られる。このように加圧抽出
を行う第１蒸留塔２内で炭化水素のガスと液の両
相が共存する条件とするためには、温度は炭化水
素の臨界温度Tc以下で、圧力はこの温度におけ
る炭化水素の飽和蒸気圧（最大値は臨界圧力Pc）
にすべきである。また炭化水素のガスと液の比率
は原料アルコール濃度及び製品無水アルコール濃
度により変えるべきで、これは炭化水素の還流量
及びリボイラー６への熱量の与え方によつて調整
することができる。 加圧抽出を行う第１蒸留塔２の塔頂ガス（炭化
水素ガスと水からなり、実質的にアルコールは存
在しない）はライン３より取出し、圧縮機５で再
圧縮された後、ライン２６を経てリボイラー６に
導き再圧縮によつて発生する圧縮熱を該リボイラ
ー６の熱源として用いるのがよい。第１蒸留塔２
の塔頂と塔底の温度差は10℃以下にしても操業す
ることができるので、圧縮機５での僅かな圧縮、
すなわち僅かな動力で塔頂ガス温度を塔底温度以
上に昇温することができ、塔頂ガスの凝縮潜熱を
リボイラー６の熱源として十分利用することが可
能となり、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。 リボイラー６で熱交換された炭化水素と水の混
合物は冷却器７を経て水のデカンター８に導入さ
れて水分と炭化水素に重力沈降分離される。水は
ライン９より抜き出され、実質的に水を含まない
炭化水素はライン１０，１１，１２より減圧弁１
３，１５を経て、ライン１４及び１６により加圧
抽出を行う第１蒸留塔２及びストリツピングを行
う第２蒸留塔２５へ還流される。 次に、第１蒸留塔３の塔底液抜出しライン４か
らは、実質的に水を含まない無水アルコールと液
体炭化水素の混合物が抜出され、該混合物は第１
蒸留塔２の塔底レベル制御弁１７を備えたライン
１８を経て熱交換器１９に導かれ、こゝで昇温さ
れ、更にライン２０を経てストリツパーとして作
用する第２蒸留塔２５の中部に導入される。この
第２蒸留塔２５も加圧蒸留塔であり、気液接触部
分は充填塔、多孔板、トレイなどを用いることが
できる。この第２蒸留塔２５の圧力は第１蒸留塔
２との圧力差が実質的に零かできるだけ小さくな
るようにするのが好ましい。 第２蒸留塔２５の塔頂ガス（実質的にアルコー
ルを含まない炭化水素ガス）はライン２１より取
出され、第１蒸留塔２のライン３のガスと混合
後、圧縮機５で再圧縮される。 本発明者らは、ライン３とライン２１のガスを
１台の圧縮機で再圧縮した方がそれぞれ圧縮する
より経済的であることを確認し、そのように操作
することを本発明の特徴とするものである。 更に、前述したように、本発明を実施する場
合、第１蒸留塔２と第２蒸留塔２５の圧力差が小
さい程、圧縮に要するエネルギーが少なくその差
が零の時最も経済的であることを確認しており、
そのように条件設定することが好ましい本発明の
態様である。 一方、第２蒸留塔２５の塔底からは実質的に炭
化水素を含まない無水アルコール（エタノール
99.2wt％以上）がライン２２より抜出される。ラ
イン２２から抜出された無水アルコールの温度
は、加圧下のアルコールの沸点とほゞ同じである
ため、ライン２２を経て熱交換器１９に導かれ、
こゝで前記ライン１８の流体の昇温に利用熱回収
され、ライン２３より製品として取出される。 なお、２４は第２蒸留塔２５のリボイラーであ
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。 実施例 １ 第１図に示したフローによる本発明方法と、本
発明のように改良される前の第２図に示したフロ
ー（第１蒸留塔及び第２蒸留塔の上部より出るガ
ス相をそれぞれの圧縮機で圧縮してそれぞれの蒸
留塔の熱源に用いる方法；なお第２図のフローに
おいて第１図に同一符号は第１図と同一部を示
す）による参考方法に従い、炭化水素溶剤として
プロパン、プロピレン、ｎ−ブタン、ｉ−ブタン
を用いた場合の所要エネルギー、装置コスト相対
比較及び製品アルコール濃度を求め、その結果を
第１表に示した。 なお、主要機器の仕様を下記に示す。 第１蒸留塔：内径：100mm 高さ：４ｍ 充填塔方式 第２蒸留塔：内径：100mm 高さ：４ｍ 充填塔方式 この結果、本発明により所要エネルギー減少及
び装置の大幅な低減が可能であることが確認され
た。
成アルコール、食品工業における使用済アルコー
ル水溶液及び発酵アルコール等から高純度のアル
コールを省エネルギー的に濃縮精製するのに適し
た方法に関する。 〔従来の技術〕 甘しよ、さつまいも、とうもろこし等の炭水化
物を原料とする発酵アルコールは飲料用及び工業
用として重要な出発原料であるが、発酵法で得ら
れるアルコール水溶液のアルコール濃度は10〜
20wt％と低いため、約95〜100wt％まで濃縮する
必要がある。 従来、この濃縮法として蒸留法が用いられてき
たが、主成分アルコール及び水の蒸発潜熱の回収
が困難で経済的に不利であり、これに替わる省エ
ネルギー型の濃縮法の開発が望まれている。 通常の蒸留法では10wt％から95wt％にアルコ
ールを濃縮するのに約3000kcal／Kg−アルコール
を要している。又95wt％から99.2wt％以上の無
水アルコールに蒸留にて濃縮するには、ジエチル
エーテル、ベンゼン、シクロヘキサンなどを用い
た共沸蒸留が行なわれており、約1000〜
2000kcal／Kg−アルコールのエネルギーを要し省
エネルギーが望まれている。 一方、省エネルギー型の濃縮法として超臨界状
態又は擬臨界状態の炭酸ガスを用いてアルコール
を水より抽出・分離して濃縮する方法が提案され
ている。（特開昭56−56201及び同59−141528号公
報） しかしながら、炭酸ガスを溶剤として用いた場
合、アルコールの溶解度が低く多量の炭酸ガスを
必要とするとともに、アルコールの選択的抽出に
は限界があり、最大濃縮度は約91wt％が限界で
あり、これ以上に濃縮することは不可能であるこ
とが最近報告されている。 〔発明が解決しようとする課題〕 本発明は、既存の蒸留法に較べて大巾に少ない
エネルギーで、アルコール濃縮99wt％以上に濃
縮する方法を提供しようとするものである。 〔課題を解決するための手段〕 本発明者らは産業上有利な価値を有する純度
99wt％以上の無水エタノールを省エネルギー的
に製造する方法について鋭意検討した結果、原料
のアルコール水溶液に、プロパン、プロピレン、
ｎ−ブタン、ｉ−ブタン又はこれらの混合物から
なる炭化水素溶剤を抽出溶剤として添加して加圧
抽出蒸留を行なうことにより、容易に無水アルコ
ールが得られること及び又、加圧抽出蒸留塔塔頂
ガスを再圧縮循環する際に発生する圧縮熱で加圧
抽出蒸留塔の熱源の大部分を捕え、既存の蒸留法
に較べて大巾にエネルギーが節約できることを見
出し、本発明を完成するに至つた。 即ち、本発明はエタノール及び水を主成分とす
る原料を第１蒸留塔の中部に供給し、第１蒸留塔
の上部より炭化水素溶剤を供給し、該第１蒸留塔
内で該炭化水素の液体と気体が同時に存在する温
度、圧力に保持し、該第１蒸留塔の下部より実質
的に水分を含まないエタノールと液体炭化水素
を、又該第１蒸留塔上部より実質的にエタノール
を含まない水分と蒸気炭化水素を取出す方法にお
いて、前記第１蒸留塔下部の無水エタノール及び
炭化水素混合液を第２蒸留塔に導入して炭化水素
溶剤をストリツピングするに際し、該第２蒸留塔
上部ガス相を前記第１蒸留塔上部ガス相と混合し
たのち加圧し、その圧縮熱を前記第１蒸留塔の熱
源に用いたのち冷却液化し、水分を分離したの
ち、該第２蒸留塔及び前記第１蒸留塔上部へ還流
することを特徴とする無水アルコールの製造方法
である。 〔作用〕 以下、本発明の一実施態様を第１図に従つて詳
述し、その作用を明らかにする。 第１図において、供給ライン１よりの原料アル
コール水溶液は、充填塔、多孔板塔、トレイ型塔
などの加圧抽出を行う第１蒸留塔２の中部に供給
される。炭化水素溶剤はライン１４より第１蒸留
塔２の上部に供給される。炭化水素のガスと液が
共存する条件下にアルコール水溶液をおいた場
合、アルコールは選択的に液体炭化水素に抽出さ
れ、更にアルコールに対して比較的液体炭化水素
が多量にある条件下では、水分は炭化水素／アル
コール混合液体中へは殆んど溶解せず、炭化水素
ガス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、水分は炭化水素ガス相側
へ選択的に移行させることができる。炭化水素
は、アルコール及び水との相互作用よりプロパ
ン、プロピレン、ｎ−ブタン、ｉ−ブタンが好ま
しい。かくしてアルコールと水との分離ができ、
無水アルコールが得られる。このように加圧抽出
を行う第１蒸留塔２内で炭化水素のガスと液の両
相が共存する条件とするためには、温度は炭化水
素の臨界温度Tc以下で、圧力はこの温度におけ
る炭化水素の飽和蒸気圧（最大値は臨界圧力Pc）
にすべきである。また炭化水素のガスと液の比率
は原料アルコール濃度及び製品無水アルコール濃
度により変えるべきで、これは炭化水素の還流量
及びリボイラー６への熱量の与え方によつて調整
することができる。 加圧抽出を行う第１蒸留塔２の塔頂ガス（炭化
水素ガスと水からなり、実質的にアルコールは存
在しない）はライン３より取出し、圧縮機５で再
圧縮された後、ライン２６を経てリボイラー６に
導き再圧縮によつて発生する圧縮熱を該リボイラ
ー６の熱源として用いるのがよい。第１蒸留塔２
の塔頂と塔底の温度差は10℃以下にしても操業す
ることができるので、圧縮機５での僅かな圧縮、
すなわち僅かな動力で塔頂ガス温度を塔底温度以
上に昇温することができ、塔頂ガスの凝縮潜熱を
リボイラー６の熱源として十分利用することが可
能となり、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。 リボイラー６で熱交換された炭化水素と水の混
合物は冷却器７を経て水のデカンター８に導入さ
れて水分と炭化水素に重力沈降分離される。水は
ライン９より抜き出され、実質的に水を含まない
炭化水素はライン１０，１１，１２より減圧弁１
３，１５を経て、ライン１４及び１６により加圧
抽出を行う第１蒸留塔２及びストリツピングを行
う第２蒸留塔２５へ還流される。 次に、第１蒸留塔３の塔底液抜出しライン４か
らは、実質的に水を含まない無水アルコールと液
体炭化水素の混合物が抜出され、該混合物は第１
蒸留塔２の塔底レベル制御弁１７を備えたライン
１８を経て熱交換器１９に導かれ、こゝで昇温さ
れ、更にライン２０を経てストリツパーとして作
用する第２蒸留塔２５の中部に導入される。この
第２蒸留塔２５も加圧蒸留塔であり、気液接触部
分は充填塔、多孔板、トレイなどを用いることが
できる。この第２蒸留塔２５の圧力は第１蒸留塔
２との圧力差が実質的に零かできるだけ小さくな
るようにするのが好ましい。 第２蒸留塔２５の塔頂ガス（実質的にアルコー
ルを含まない炭化水素ガス）はライン２１より取
出され、第１蒸留塔２のライン３のガスと混合
後、圧縮機５で再圧縮される。 本発明者らは、ライン３とライン２１のガスを
１台の圧縮機で再圧縮した方がそれぞれ圧縮する
より経済的であることを確認し、そのように操作
することを本発明の特徴とするものである。 更に、前述したように、本発明を実施する場
合、第１蒸留塔２と第２蒸留塔２５の圧力差が小
さい程、圧縮に要するエネルギーが少なくその差
が零の時最も経済的であることを確認しており、
そのように条件設定することが好ましい本発明の
態様である。 一方、第２蒸留塔２５の塔底からは実質的に炭
化水素を含まない無水アルコール（エタノール
99.2wt％以上）がライン２２より抜出される。ラ
イン２２から抜出された無水アルコールの温度
は、加圧下のアルコールの沸点とほゞ同じである
ため、ライン２２を経て熱交換器１９に導かれ、
こゝで前記ライン１８の流体の昇温に利用熱回収
され、ライン２３より製品として取出される。 なお、２４は第２蒸留塔２５のリボイラーであ
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。 実施例 １ 第１図に示したフローによる本発明方法と、本
発明のように改良される前の第２図に示したフロ
ー（第１蒸留塔及び第２蒸留塔の上部より出るガ
ス相をそれぞれの圧縮機で圧縮してそれぞれの蒸
留塔の熱源に用いる方法；なお第２図のフローに
おいて第１図に同一符号は第１図と同一部を示
す）による参考方法に従い、炭化水素溶剤として
プロパン、プロピレン、ｎ−ブタン、ｉ−ブタン
を用いた場合の所要エネルギー、装置コスト相対
比較及び製品アルコール濃度を求め、その結果を
第１表に示した。 なお、主要機器の仕様を下記に示す。 第１蒸留塔：内径：100mm 高さ：４ｍ 充填塔方式 第２蒸留塔：内径：100mm 高さ：４ｍ 充填塔方式 この結果、本発明により所要エネルギー減少及
び装置の大幅な低減が可能であることが確認され
た。
【表】
【表】
比較例 １
実施例１において使用した第１図のフローに従
つて、溶剤としてCO2、C2H6、ｎ−C6H14、ベン
ゼンを用いた場合の結果を第２票に示す。 これらの溶剤では、製品エタノール濃度の増加
はみられず無水アルコール（99.2wt％以上）は得
られなかつた。
つて、溶剤としてCO2、C2H6、ｎ−C6H14、ベン
ゼンを用いた場合の結果を第２票に示す。 これらの溶剤では、製品エタノール濃度の増加
はみられず無水アルコール（99.2wt％以上）は得
られなかつた。
【表】
本発明は、以上詳述したようにアルコール水溶
液から水分を分離して無水アルコールを製造する
に際し、プロパン、プロピレン及びブタンからな
る炭化水素溶剤を用いた加圧抽出蒸留法を行うこ
とにより容易に専売法及びJIS規格を満たす純度
99.2wt％以上の無水エタノールが得られ、かつ既
存の蒸留法に較べて炭化水素溶剤の圧縮熱を利用
したヒートポンプシステムにより大巾な省エネル
ギーができるという効果を奏する。
液から水分を分離して無水アルコールを製造する
に際し、プロパン、プロピレン及びブタンからな
る炭化水素溶剤を用いた加圧抽出蒸留法を行うこ
とにより容易に専売法及びJIS規格を満たす純度
99.2wt％以上の無水エタノールが得られ、かつ既
存の蒸留法に較べて炭化水素溶剤の圧縮熱を利用
したヒートポンプシステムにより大巾な省エネル
ギーができるという効果を奏する。
第１図は本発明を実施するためのプロセスフロ
ー、第２図は本発明の改良前のプロセスフローで
ある。
ー、第２図は本発明の改良前のプロセスフローで
ある。
Claims (1)
- １ エタノール及び水を主成分とする原料を第１
蒸留塔の中部に供給し、第１蒸留塔の上部より炭
化水素溶剤を供給し、該第１蒸留塔内で該炭化水
素の液体と気体が同時に存在する温度、圧力に保
持し、該第１蒸留塔の下部より実質的に水分を含
まないエタノールと液体炭化水素を、又該第１蒸
留塔上部より実質的にエタノールを含まない水分
と蒸気炭化水素を取出す方法において、前記第１
蒸留塔下部の無水エタノール及び炭化水素混合液
を第２蒸留塔に導入して炭化水素溶剤をストリツ
ピングするに際し、該第２蒸留塔上部ガス相を前
記第１蒸留塔上部ガス相と混合したのち加圧し、
その圧縮熱を前記第１蒸留塔の熱源に用いたのち
冷却液化し、水分を分離したのち、該第２蒸留塔
及び前記第１蒸留塔上部へ還流することを特徴と
する無水アルコールの製造方法。
Priority Applications (6)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP1294032A JPH03157340A (ja) | 1989-11-14 | 1989-11-14 | 無水アルコールの製造方法 |
| EP90909186A EP0453569B1 (en) | 1989-11-14 | 1990-06-18 | Manufacture of absolute alcohol |
| PCT/JP1990/000793 WO1991007367A1 (fr) | 1989-11-14 | 1990-06-18 | Production d'alcool anhydre |
| DE69022215T DE69022215T2 (de) | 1989-11-14 | 1990-06-18 | Herstellung von absolutem alkohol. |
| BR909007028A BR9007028A (pt) | 1989-11-14 | 1990-06-18 | Processo para a producao de alcool absoluto |
| US08/029,961 US5294304A (en) | 1989-11-14 | 1993-03-09 | Process for the recovery of absolute ethanol by vapor compression extractive distillation |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP1294032A JPH03157340A (ja) | 1989-11-14 | 1989-11-14 | 無水アルコールの製造方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPH03157340A JPH03157340A (ja) | 1991-07-05 |
| JPH0536420B2 true JPH0536420B2 (ja) | 1993-05-31 |
Family
ID=17802383
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP1294032A Granted JPH03157340A (ja) | 1989-11-14 | 1989-11-14 | 無水アルコールの製造方法 |
Country Status (5)
| Country | Link |
|---|---|
| EP (1) | EP0453569B1 (ja) |
| JP (1) | JPH03157340A (ja) |
| BR (1) | BR9007028A (ja) |
| DE (1) | DE69022215T2 (ja) |
| WO (1) | WO1991007367A1 (ja) |
Families Citing this family (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN100584421C (zh) * | 2007-11-20 | 2010-01-27 | 天津大学 | 差压低能耗精馏方法及设备 |
| JP2011162502A (ja) * | 2010-02-12 | 2011-08-25 | Hirotoshi Horizoe | 無水エタノールの製造方法 |
| CN104262089B (zh) * | 2014-09-01 | 2016-08-24 | 南京工业大学 | 一种生物燃料脱水精制的方法及装置 |
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