JPS60226837A - 無水エタノ−ルの製造装置および無水エタノ−ルの製造法 - Google Patents
無水エタノ−ルの製造装置および無水エタノ−ルの製造法Info
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- JPS60226837A JPS60226837A JP58227561A JP22756183A JPS60226837A JP S60226837 A JPS60226837 A JP S60226837A JP 58227561 A JP58227561 A JP 58227561A JP 22756183 A JP22756183 A JP 22756183A JP S60226837 A JPS60226837 A JP S60226837A
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- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/10—Process efficiency
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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
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- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
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- 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】
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。
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。
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はＣ
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５８−
１１３１７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、該加熱後の凝縮液（９４〜９５％アル
コール）の一部を取得しく製品）、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塔式濃縮装置ニ較へて約１７２最の
熱量ですむことになっている。
方法で取得される無水アルコールの保有する熱量とはＣ
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５８−
１１３１７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、該加熱後の凝縮液（９４〜９５％アル
コール）の一部を取得しく製品）、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塔式濃縮装置ニ較へて約１７２最の
熱量ですむことになっている。
しかし、該方法で得られる製品は、８４〜９５％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。
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。
木発明者等は、特開昭５８−１１３７１７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号および仝５８−７０７０８
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数基の缶の加熱
に使用できる如くシ、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った。
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号および仝５８−７０７０８
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数基の缶の加熱
に使用できる如くシ、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った。
また、同様の目的で他の一発明を完成し特願昭５７−２
０８１１８４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（兼しポイラー）
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ず
みの背圧蒸気を使用することにより熱源の合理化を図っ
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被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、儂縮塔若しくは共沸塔に蓄積
し、これらのガスの各塔々頂蒸気への混入は、圧縮機の
圧縮比を増加させ、被圧縮ガスが各基のレポイラーで凝
縮しないのでレポイラーの伝熱係数が低下し、結局該し
ポイラーの所要伝熱面積を増大させることが判った。
０８１１８４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（兼しポイラー）
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ず
みの背圧蒸気を使用することにより熱源の合理化を図っ
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被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、儂縮塔若しくは共沸塔に蓄積
し、これらのガスの各塔々頂蒸気への混入は、圧縮機の
圧縮比を増加させ、被圧縮ガスが各基のレポイラーで凝
縮しないのでレポイラーの伝熱係数が低下し、結局該し
ポイラーの所要伝熱面積を増大させることが判った。
上述のようにＣ０２が濃縮塔に蓄積する状況を考察する
と下記の如くである。
と下記の如くである。
■先ず原料醪（６〜ＩＯ％エタノール含有）に含まれる
Ｃｆｈの量は、ＣＯ２の溶解度上は水（３０”（りと
みなせば、その溶解度は０．６Ｂ５ｍＪＬ ／水ｔａｎ
（日本化学会発行、化学便覧）であるので、原料１ｍ
”ハｒ（約１０００Ｋｇ／ｈｒ）に対して、 ０．８Ｂ５ Ｘ １ ＝ ０．６８５Ｎｍ″／ｈｒが溶
解している。
Ｃｆｈの量は、ＣＯ２の溶解度上は水（３０”（りと
みなせば、その溶解度は０．６Ｂ５ｍＪＬ ／水ｔａｎ
（日本化学会発行、化学便覧）であるので、原料１ｍ
”ハｒ（約１０００Ｋｇ／ｈｒ）に対して、 ０．８Ｂ５ Ｘ １ ＝ ０．６８５Ｎｍ″／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
、 Ｃｏｐの排出先は、イ、蒸留されたエタノールおよ
び口、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Ｃ０２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。
、 Ｃｏｐの排出先は、イ、蒸留されたエタノールおよ
び口、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Ｃ０２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。
先づ前者については、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Ｃ（ｈ量を１５℃の水に於
けるＣ０２溶解度と７！３℃の水におけるそれとの比と
同じ比率（１／３．８）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、＋００
０Ｘ Ｏ，０８Ｘ ２．３Ｘ １／３．８÷０．７９＝
０．０４８Ｎｒｒｆ ／ｈｒ となる（た（し、 ２．３は１５℃のエタノールに対す
る ＣＯ２の溶解度、０．７８はエタノールの比重であ
る）。上述の０．０４８Ｎｒｎ”／ｈｒ ＊、”、前述
（７） ０．ｅＥｉ５Ｎｍ’ ／ｈｒ （原料から持込
まれるＣｆｈ量）に較べ著しく少ない。
縮し、この温度で溶解しうるＣ（ｈ量を１５℃の水に於
けるＣ０２溶解度と７！３℃の水におけるそれとの比と
同じ比率（１／３．８）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、＋００
０Ｘ Ｏ，０８Ｘ ２．３Ｘ １／３．８÷０．７９＝
０．０４８Ｎｒｒｆ ／ｈｒ となる（た（し、 ２．３は１５℃のエタノールに対す
る ＣＯ２の溶解度、０．７８はエタノールの比重であ
る）。上述の０．０４８Ｎｒｎ”／ｈｒ ＊、”、前述
（７） ０．ｅＥｉ５Ｎｍ’ ／ｈｒ （原料から持込
まれるＣｆｈ量）に較べ著しく少ない。
次に後者（廃液中に移行するＣ０２）については、濃縮
塔（若しくは粗濃縮）の缶液（註、この一部が逐次排出
される）は、 １００°Ｃ（常圧の場合）の水であり、
ＣＯ２の溶解度は、実質的に零である。
塔（若しくは粗濃縮）の缶液（註、この一部が逐次排出
される）は、 １００°Ｃ（常圧の場合）の水であり、
ＣＯ２の溶解度は、実質的に零である。
■■、■に述べた理由で蒸留システムに持込まれたＣｏ
２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。
２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。
木発明渚等は、この問題を解決すべく、原料中に含まれ
る炭酸カ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。
る炭酸カ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。
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。
いて詳細に説明する。
図において、醗酵法によっ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１〜６ｍｏ１％）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５０〜１０
０ｍｍＨｇａｂｓに保たれている。
ノール原料（エタノール濃度１〜６ｍｏ１％）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５０〜１０
０ｍｍＨｇａｂｓに保たれている。
供給されたエタノール原料は、該塔内な着下する間に、
後述の表に示すように脱炭酸ガスされる。
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°Ｃ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。
されないが、１５〜３０°Ｃ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一方式、２）真空によるフラッシン
グ方式が採用できる。図に示された真空発生装置Ｈは、
後者で蒸気エゼクタ−に＋ 、 Ｋａと凝縮器Ｌ 、
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。
、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一方式、２）真空によるフラッシン
グ方式が採用できる。図に示された真空発生装置Ｈは、
後者で蒸気エゼクタ−に＋ 、 Ｋａと凝縮器Ｌ 、
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。
蒸気エジェクターに＋ 、 ＆に所要の蒸気が凝縮器Ｌ
＋ 、 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月槽Ｍを経て排出される。
＋ 、 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月槽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。
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８４．４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Ｑ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Ｑに導かれた塔頂
蒸気（常圧）は、３〜４Ｋｇ／ｃｒｎ’Ｇに圧縮される
。圧縮された該蒸気は、配管４°により、塔Ｂに付設さ
れたレポイラーＥ−１（熱交換器）に導かれ、こへで配
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／ｃｍ’Ｇ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１０
０℃）。したがっ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。
縮塔Ｂでエタノール８４．４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Ｑ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Ｑに導かれた塔頂
蒸気（常圧）は、３〜４Ｋｇ／ｃｒｎ’Ｇに圧縮される
。圧縮された該蒸気は、配管４°により、塔Ｂに付設さ
れたレポイラーＥ−１（熱交換器）に導かれ、こへで配
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／ｃｍ’Ｇ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１０
０℃）。したがっ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。
レポイラー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。
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。
数基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３ｍ分共沸組成の蒸気（この場合、エ
タノール−水−ベンゼン）ヲ留出し、塔底からは配管１
０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Ｑに導かれ、
３〜４Ｋｇ／ｃｒｎ’Ｇに圧縮される。今、圧縮圧を３
．４Ｋｇ／ｃｍ’Ｇとすれば、被圧１ｉ！蒸気の凝縮温
度は８５℃である。一方、塔Ｃの缶液は、無水エタノー
ルであって、塔Ｃが常圧で運転される場合、その沸点は
７８℃である。
蒸留塔で塔頂から３ｍ分共沸組成の蒸気（この場合、エ
タノール−水−ベンゼン）ヲ留出し、塔底からは配管１
０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Ｑに導かれ、
３〜４Ｋｇ／ｃｒｎ’Ｇに圧縮される。今、圧縮圧を３
．４Ｋｇ／ｃｍ’Ｇとすれば、被圧１ｉ！蒸気の凝縮温
度は８５℃である。一方、塔Ｃの缶液は、無水エタノー
ルであって、塔Ｃが常圧で運転される場合、その沸点は
７８℃である。
したがって、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
付設されたレポイラーＥ−２に導かれ、同じく配管１１
によってレポイラー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−Ｆに送られる。該凝縮液は、デカンタ−
Ｆ内で溶剤に富む相と水に富む相の二相に分離される。
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
付設されたレポイラーＥ−２に導かれ、同じく配管１１
によってレポイラー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−Ｆに送られる。該凝縮液は、デカンタ−
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−Ｆか
ら溶剤回収塔りに送られる。数基では、塔頂かも配管１
４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−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りに戻る。本発明に
あっては、塔りの塔頂蒸気（３成分蒸気）を圧縮して、
被圧縮ガスを塔りの缶の熱源とすることもできる。しか
し、■塔りのリポーラーＥ−４の所要熱量は他の塔Ｂ、
Ｃのリポー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。
ら溶剤回収塔りに送られる。数基では、塔頂かも配管１
４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−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りに戻る。本発明に
あっては、塔りの塔頂蒸気（３成分蒸気）を圧縮して、
被圧縮ガスを塔りの缶の熱源とすることもできる。しか
し、■塔りのリポーラーＥ−４の所要熱量は他の塔Ｂ、
Ｃのリポー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、従っ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
含まれる炭酸カ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カスが
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ポイラーの所要伝熱面積が増大す
るという問題点である。
酵法により得られ、従っ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
含まれる炭酸カ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カスが
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ポイラーの所要伝熱面積が増大す
るという問題点である。
したがって上述のヒートポンプは機械式熱ポンプであっ
ても吸収式熱ポンプであってもエタノール原料中の炭酸
ガス除去により上述の効果がもたらされることになる。
ても吸収式熱ポンプであってもエタノール原料中の炭酸
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、蒸気エゼクタ
）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、Ｇｌ、Ｇｌ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
たレポイラー、Ｅ−３は塔りの凝縮器、Ｆは塔Ｃに付設
されるデカンタ−でＰ−１，Ｐ−２，Ｐ−３およびＰ−
４は夫々ポンプを示す。 以 」−
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、蒸気エゼクタ
）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、Ｇｌ、Ｇｌ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
たレポイラー、Ｅ−３は塔りの凝縮器、Ｆは塔Ｃに付設
されるデカンタ−でＰ−１，Ｐ−２，Ｐ−３およびＰ−
４は夫々ポンプを示す。 以 」−
Claims (4)
- （１）脱炭酸カス装置、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っ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
数基Ｂと連結された圧縮気Ｑ、エタノール凝縮液配管４
′および該配管４′で圧縮機Ｇと缶液配管６で数基Ｂと
連結された熱交換器Ｅ−１、該缶液配管６および廃液抜
出管７．配管４°および環流配管５“で数基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で数基
と連結された圧縮ａＧ！、共沸液配管８′および該配管
８′で圧縮機Ｇと缶液配管１】で数基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−Ｆと連結
された共廓液ポンプＰ−３、環流液配管１２該配管１２
で数基Ｃと連結されたデカンタ−Ｆが結合され、溶剤回
収塔りには、配管１３．配管１４．該配管で数基と連結
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−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１７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
ェクターＫＩと凝縮器ＬＬの組合せおよびスチームエジ
ェクターんと凝縮器Ｌ２の組合わせからなり、該に＋は
配管２で脱気塔Ａと該んは連結管で該ＬＩと結合され、
該Ｌ１とｂ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、数基の塔頂蒸気を圧縮して被圧縮ガスで
数基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
スで数基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−へ送り、該デカンタ−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−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
−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１
５〜４０℃、塔内圧を２０〜２００麿ｍＨｇとして脱炭
酸ガスする特許請求の範囲第一（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 true JPS60226837A (ja) | 1985-11-12 |
| JPH0254811B2 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) |
Cited By (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| WO2009048335A1 (en) | 2007-10-12 | 2009-04-16 | Epcon Energy & Process Control As | Method for dewatering a mixture of mostly ethanol and water |
| 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 |
| JP2015134321A (ja) * | 2014-01-17 | 2015-07-27 | 東洋エンジニアリング株式会社 | 蒸留塔 |
| JP2016145161A (ja) * | 2015-02-06 | 2016-08-12 | 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 |
Citations (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 |
| JPS5927841A (ja) * | 1982-08-09 | 1984-02-14 | Res Assoc Petroleum Alternat Dev<Rapad> | 無水エタノ−ルの製造方法および装置 |
| JPS5998025A (ja) * | 1982-11-29 | 1984-06-06 | Res Assoc Petroleum Alternat Dev<Rapad> | 無水エタノ−ルの製造方法および装置 |
| JPS59196833A (ja) * | 1983-04-21 | 1984-11-08 | Res Assoc Petroleum Alternat Dev<Rapad> | 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
Patent Citations (4)
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Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPH0254811B2 (ja) | 1990-11-22 |
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