JP2013511550A - ブタノール、水、および、有機抽出剤の混合物からのブタノールの回収 - Google Patents
ブタノール、水、および、有機抽出剤の混合物からのブタノールの回収 Download PDFInfo
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Abstract
Description
本出願は、その全体が本明細書において参照により援用されている、2009年11月23日に出願の米国仮特許出願第61/263509号明細書に基づく利益を主張する。
タノール含有有機相とを含む二相混合物を形成するステップを含む。
a)
(i)不水和性の有機抽出剤、
(ii)水、
(iii)ブタノールの少なくとも1種の異性体、
(iv)任意選択により非凝縮性ガス
を含む供給物を第1の蒸留塔に導入するステップであって、ここで、第1の蒸留塔はストリッピングセクションと、任意選択により、ストリッピングセクションより上方の導入点に精留セクションとを備えており、第1の蒸留塔はストリッピングセクションにおける所定の点において操作温度T1および操作圧力P1を有しており、ここで、T1およびP1は第1の缶出物流および第1の蒸気状塔頂物流が生成されるよう選択され、第1の缶出物流は不水和性の有機抽出剤およびブタノールを含むと共に実質的に水を含んでおらず、ならびに、第1の蒸気状塔頂物流は水、ブタノール、任意選択により抽出剤、および、任意選択により非凝縮性ガスを含んでいるステップ;
b)不水和性の有機共留剤を少なくとも1つの適切なプロセス流または容器に導入するステップ;
c)第1の蒸気状塔頂物流を凝縮させて気相を生成すると共に混合凝縮物を回収するステップであって、ここで、混合凝縮物は:
(i)ブタノール、共留剤、および、水を含む有機相;ならびに
(ii)水およびブタノールを含む水性相;
を含み、ここで、混合凝縮物は、有機相および水性相の相分離をもたらすのに十分な共留剤を含んでいるステップ;
d)有機相の少なくとも一部を第1の蒸留塔に導入するステップ;ならびに
e)第1の缶出物流の少なくとも一部を少なくともストリッピングセクションと任意選択により精留セクションとを備えている第2の蒸留塔に導入し、抽出剤を含む第2の缶出物流およびブタノールを含む第2の蒸気状塔頂物流が生成されるよう第2の蒸留塔を操作するステップ;
を含む方法であり、ここで、
抽出剤は、(A)水よりもブタノールを優先的に抽出し、(B)蒸留によりブタノールから分離可能であるよう選択され;および、
共留剤は、(C)ブタノールよりも高い蒸気圧を有しており、(D)蒸留によりブタノールから分離可能であるよう選択される。
以下の定義が本開示において用いられている。
本明細書において用いられるところ、ブタノールとは、個別に、1−ブタノール(1−BuOH)、2−ブタノール(2−BuOH)、および/あるいは、イソブタノール(iBuOHまたはI−BUOH)、または、これらの混合物を意味する。
,Newark,NJ)として市販されている、例えば2−ブチルオクタノールといった分岐鎖飽和アルコールを含む。実施形態において、抽出剤は、それぞれ、ISOCARB(登録商標)12、ISOCARB(登録商標)16、および、ISOCARB(登録商標)24(Sasol,Houston,TX)として市販されている、例えば、2−ブチル−オクタン酸、2−ヘキシル−デカン酸、または、2−デシル−テトラデカン酸といった分岐鎖カルボン酸を含む。
い沸点を有する。
この実施例においては、5.40重量パーセントの2−ブタノールを含有する330,000kg/hrリッチソルベント供給物43がプロセス間熱交換器によって32〜98.4℃に加熱され、得られる流れ42が段1で溶剤塔に供給される。このリッチソルベント供給条件は発酵槽における10g/Lの水性相滴定濃度に相当し、これが抽出発酵プロセスの最中は維持される。分離は、実施例2のものと比してより大径の溶剤塔、ならびに、より高い溶剤塔リボイラ効率および凝縮器効率により実現される。BuOH塔缶出物温度は、溶剤塔缶出物流41の温度と同様である180.5℃で維持される。再利用リーンソルベント流44中の得られる残存2−BuOH組成物は、0.38重量パーセントである。流れ40は事実上純粋な2−ブタノールである。
この実施例においては、13.84重量パーセントの2−ブタノールを含有する131,500kg/hrリッチソルベント供給物43がプロセス間熱交換器によって32〜86.3℃に加熱され、得られる流れ42が段1で溶剤塔に供給される。このリッチソルベント供給条件は発酵槽における40g/Lの水性相滴定濃度に相当し、これが抽出発酵プロセスの最中は維持される。分離は、より少ない溶剤循環量によって、より小径の溶剤塔、ならびに、より低い溶剤塔リボイラ効率および凝縮器効率により実現される。BuOH塔缶出物温度は、溶剤塔缶出物流41の温度と同様である134.9℃で維持される。再利用リーンソルベント流44中の得られる残存2−BuOH組成物は、1重量パーセントである。流れ40は事実上純粋な2−ブタノールである。
この実施例においては、5.40重量パーセントのイソブタノールおよび0.54重量パーセントのエタノールを含有する330,000kg/hrリッチソルベント供給物43がプロセス間熱交換器によって32〜98.7℃に加熱され、得られる流れ42が段1で溶剤塔に供給される。このリッチソルベント供給条件は発酵槽における10g/Lの水性相イソブタノール滴定濃度に相当し、これが抽出発酵プロセスの最中は維持される。加えて、少量のエタノールが、発酵液体培地中に存在していると仮定される。リッチソルベント流中のエタノール対イソブタノールの質量比は、この実施例においては10重量%であると仮定される。BuOH塔缶出物温度は、溶剤塔缶出物流41の温度と同様である180℃で維持される。再利用リーンソルベント流44中の得られる残存イソブタノール組成物は、0.44重量パーセントである。流れ40は、99.1重量パーセントのイソブタノールおよび0.9重量パーセントのエタノールである。分離は、実施例1と同様の径の溶剤塔、ならびに、同様の溶剤塔リボイラ効率および凝縮器効率により実現される。
この実施例においては、330,000kg/hrリッチソルベント供給物43がプロセス間熱交換器によって32〜98.3℃に加熱され、得られる流れ42が段1で溶剤塔に供給される。このリッチソルベント供給条件は発酵槽における10g/Lの水性相イソブタノール滴定濃度に相当し、これが抽出発酵プロセスの最中は維持される。リッチソルベント流中のエタノール対イソブタノールの質量比は、この実施例においては18.5重量%であると仮定される。BuOH塔缶出物温度は、溶剤塔缶出物流41の温度と同様である179℃で維持される。再利用リーンソルベント流44中の得られる残存イソブタノール組成物は、0.44重量%である。流れ40は、98.3重量パーセントのイソブタノールおよび1.7重量パーセントのエタノールである。分離は、実施例1と同様の径の溶剤塔、ならびに、同様の溶剤塔リボイラ効率および凝縮器効率により実現される。
Claims (23)
- a)
(i)水不混和性の有機抽出剤;
(ii)水;
(iii)ブタノールの少なくとも1種の異性体;および
(iv)場合により非凝縮性ガス
を含む供給物を第1の蒸留塔に導入するステップであって、
前記第1の蒸留塔はストリッピングセクションと、場合により、前記ストリッピングセクションより上方の導入点に精留セクションとを備えており、前記第1の蒸留塔は前記ストリッピングセクションにおいて操作温度T1および操作圧力P1を有しており;
T1およびP1は第1の缶出物流および第1の蒸気状塔頂物流が生成されるよう選択され、前記第1の缶出物流は前記水不混和性の有機抽出剤およびブタノールを含むと共に実質的に水を含んでおらず、ならびに、前記第1の蒸気状塔頂物流は水、ブタノール、場合により前記抽出剤、および、場合により前記非凝縮性ガスを含んでいるステップ;
b)水不混和性の有機共留剤を少なくとも1つの適切なプロセス流または容器に導入するステップ;
c)前記第1の蒸気状塔頂物流を凝縮させて気相を生成すると共に混合凝縮物を回収するステップであって、前記混合凝縮物は:
(i)ブタノール、共留剤、および、水を含む有機相;ならびに
(ii)水およびブタノールを含む水性相;
を含み、前記混合凝縮物は、前記有機相および前記水性相の相分離をもたらすのに十分な共留剤を含んでいるステップ;
d)前記有機相の少なくとも一部を前記第1の蒸留塔に導入するステップ;ならびに
e)前記第1の缶出物流の少なくとも一部を少なくともストリッピングセクションと場合により精留セクションとを備えている第2の蒸留塔に導入し、前記抽出剤を含む第2の缶出物流およびブタノールを含む第2の蒸気状塔頂物流が生成されるよう前記第2の蒸留塔を操作するステップ
を含む方法。 - 前記抽出剤が、(A)水よりもブタノールを優先的に抽出し、(B)蒸留によりブタノールから分離可能であるよう選択され;および、前記共留剤が、(C)ブタノールよりも高い蒸気圧を有しており、(D)蒸留によりブタノールから分離可能であるよう選択される、請求項1に記載の方法。
- 前記適切なプロセス流または容器が、供給物流、前記第1の蒸気状塔頂物流、混合凝縮物流、前記第1の蒸留塔、デカンタ、および、これらの組み合わせから選択される、請求項1に記載の方法。
- 前記水性相の少なくとも一部を発酵容器に導入するステップをさらに含む、請求項1に記載の方法。
- 前記第2の蒸留塔からの前記缶出物流を取り除き、前記取り除かれた缶出物流の少なくとも一部を発酵容器に導入するステップをさらに含む、請求項1に記載の方法。
- 前記水性相の少なくとも一部を発酵容器に導入するステップをさらに含む、請求項5に記載の方法。
- 前記取り除かれた缶出物流の少なくとも一部と、前記水性相の少なくとも一部とを、組み合わせた流れを発酵容器に導入する前に組み合わせるステップをさらに含む、請求項6に記載の方法。
- 前記気相を部分的に凝縮させて前記共留剤の少なくとも一部を回収するステップ、および、場合により、前記回収した共留剤を前記混合凝縮物に導入するステップをさらに含む、請求項1に記載の方法。
- 非凝縮性ガスが前記供給物中に存在しており、前記気相が前記非凝縮性ガスをさらに含んでおり、および、前記非凝縮性ガスを含む前記気相の少なくとも一部を前記プロセスからパージするステップをさらに含む、請求項8に記載の方法。
- 前記非凝縮性ガスが二酸化炭素を含む、請求項9に記載の方法。
- g)前記第2の蒸気状塔頂物流を少なくとも1つのストリッピングセクションを有する第3の蒸留塔に導入するステップ、
h)ブタノールを含む第3の缶出物流および前記共留剤を含む第3の蒸気状塔頂物流が生成されるよう前記第3の蒸留塔を操作するステップ;ならびに
i)場合により、前記第3の蒸気状塔頂物流を前記混合凝縮物に導入するステップ
をさらに含む、請求項1に記載の方法。 - 前記供給物が抽出発酵から得られる有機相を含む、請求項1に記載の方法。
- 前記供給物中のブタノール濃度が、前記供給物の質量を基準として、約0.1質量パーセント〜約40質量パーセントである、請求項1に記載の方法。
- 前記共留剤が少なくとも1種の炭化水素を含む、請求項1に記載の方法。
- 前記共留剤が、ペンタン、ヘキサン、ヘキセン、シクロヘキサン、ベンゼン、トルエン、および、キシレンからなる群から選択される少なくとも1種の炭化水素を含む、請求項14に記載の方法。
- 前記抽出剤が、C7〜C22脂肪族アルコール、C7〜C22脂肪酸、C7〜C22脂肪酸のエステル、C7〜C22脂肪族アルデヒド、C7〜C22脂肪族アミド、および、これらの混合物からなる群から選択される少なくとも1種の溶剤を含む、請求項1に記載の方法。
- 前記抽出剤が、C12〜C22脂肪族アルコール、C12〜C22脂肪酸、C12〜C22脂肪酸のエステル、C12〜C22脂肪族アルデヒド、C12〜C22脂肪族アミド、および、これらの混合物からなる群から選択される少なくとも1種の溶剤を含む、請求項16に記載の方法。
- 前記ブタノールが1−ブタノールを含む、請求項16に記載の方法。
- 前記ブタノールが2−ブタノールを含む、請求項16に記載の方法。
- 前記ブタノールがイソブタノールを含む、請求項16に記載の方法。
- 前記供給物がエタノールをさらに含むと共に、前記第2の蒸気状塔頂物流がエタノールをさらに含む、請求項1に記載の方法。
- 第1の蒸留塔に導入される前記供給物中の前記ブタノールが、コーンまたはサトウキビの発酵により生成される、請求項1に記載の方法。
- 前記第1の蒸留塔に導入される前記供給物と前記第1の缶出物流との間にプロセス間熱交換をさらに含む、請求項1に記載の方法。
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