JP2013536142A - 発酵工程からの二酸化炭素の高圧回収 - Google Patents

Abstract

本発明は、発酵工程から生じる気流から二酸化炭素を、圧縮、吸収、凝縮および蒸留により回収する方法に関し、少なくとも吸収および凝縮は、少なくとも３０バールの高圧下で行われる。

Description

本発明は、発酵工程またはびん詰めラインから生じる気流から二酸化炭素を、圧縮、吸収、凝縮および蒸留により回収する方法に関し、この方法は高圧下で実施される。

飲料、たとえば醸造した製品に二酸化炭素を溶解させる好ましい方法は、二酸化炭素を現場で精製することによる。したがって、発酵工程から、たとえば醸造所において生じる二酸化炭素流は、精製して醸造所へ戻すことが多い。このように、発酵工程によって発生した二酸化炭素は、その発酵工程と同じ現場で製造される醸造飲料または他の炭酸飲料中で再び使用され、製品びん貯蔵室において、いわゆるカバーガスとして、空気の混入を防ぐために、または空気と置き換えるために使用される。

現在、精製二酸化炭素流を得るために最も一般に使用される方法は、二酸化炭素流を消泡するステップと、水スクラバー中で洗浄するステップと、圧縮するステップと、炭素フィルターを通してろ過するステップと、脱水するステップと、再沸騰させ、蒸留するステップとを含む。この方法は、二酸化炭素を、満足のいく収率および純度で効果的に精製するが、工程のいくつかの構成要素は、回収工程全体のコストを増大させる。第一に、水スクラバー中で使用する水を処分しなければならず、さらに、炭素フィルターおよび脱水装置を日常的に再生しなければならず、最後に、外部電力をこの方法へ供給しなければならない。この方法における大量の単位操作は、システム全体にわたり、圧力を維持するための手段を必要とする。一般に、システムに含まれる単位操作が多いほど、圧力低下は大きくなり、したがって圧力を維持するためのコストが大きくなる。

さらに、従来の二酸化炭素の最終的な液化は、かなりのエネルギー供給を必要とする。この凝縮は、アンモニア冷却凝縮器により通常実施される。また、生成された液体二酸化炭素は、貯蔵タンク中に貯蔵しなければならず、カバーガスとして、または飲料に二酸化炭素を溶解するための二酸化炭素として使用する前に再気化させなければならない。従来の方法では、このシステムは、使用する前に液体二酸化炭素を貯蔵する標準的な二酸化炭素貯蔵タンクの圧力に相当する約１６バールの圧力で運転される。

低圧で運転すること（この状況において）が、食品グレート品質の高純度の二酸化炭素を回収する分野における従来の方法であり、それは主に、このことが、いくつかの理由、たとえば得られる純度および設備導入コストから最も経済的であると考えられてきたからである。

しかし、低圧で運転することは、非常に高い程度の水の除去を必要とし、それは、システムにおける水の存在が、氷またはガス水和物の形成に伴う問題を引き起こすことになるためである。加えて、液化二酸化炭素を得るための、精製二酸化炭素の凝縮は、高エネルギーの投入を必要とする。

凝縮の問題は、ＥＰ０１９４７９５Ａ２が取り組み、そこには回収工程が記載されており、それは、醸造プラントからの不純な二酸化炭素を加圧し冷却し、実質的に純粋な二酸化炭素液体流と、ガス不純物、すなわち非凝縮性気流とを生成するというものである。これは、純粋な二酸化炭素液体流の膨張へと続き、液体およびガスの純粋な二酸化炭素流をもたらし、それによってもたらされた液体二酸化炭素は、初期の圧縮ステップの気流を液化するのに用いられる。したがって、この方法は解決策を提供し、それは、二酸化炭素の冷却および液化が、実質的に純粋な液体二酸化炭素の膨張および気化によって実施されるということである。これにより、プラント内の熱の移動および／または冷却能が、精製ステップのためのエネルギーを供給するのに活用される。この工程は、特定のおよび全体の電力消費量、ならびに気化のために必要とされる熱量を低減すると記載されている。しかし、液化二酸化炭素が完全に使用され膨張されたときにのみ、この方法は完全に経済的となる。したがって、この方法は、二酸化炭素を凝縮するために、大量のエネルギー投入を依然として必要とする。本発明は、先行技術の上記問題の１つ以上を解決している方法である。

したがって、第１の態様において、本発明は、発酵工程から生じる二酸化炭素気流から二酸化炭素を回収する方法を提供するのであって、この方法は、ａ）発酵工程から生じる二酸化炭素流を提供するステップと、ｂ）提供された流れを少なくとも１つの圧縮ステップにより圧縮して、圧縮気流を提供するステップと、ｃ）圧縮気流を吸収ステップに供し、少なくとも二酸化炭素に富んだ気流を提供するステップと、ｄ）二酸化炭素に富んだ気流を凝縮器中で凝縮して、少なくとも凝縮液およびパージガスを提供するステップと、ｅ）この凝縮液を蒸留して、精製二酸化炭素を提供するステップとを含み、ステップｂ）で得られた圧縮二酸化炭素流の圧力は、少なくとも３０バールであり、温度は、二酸化炭素が実質的に凝縮しない範囲内であり、前記圧力が少なくともステップｄ）まで維持される。

本発明において、圧力が少なくとも３０バールであるとき、ガスは、その後に流体、たとえば製品びん貯蔵室において、または発酵工程において用いるようなものを使用して凝縮することができ、それにより工程の開始時に使用したエネルギーは、工程の後段階、すなわち一般に回収工程で最もエネルギーを消費する部分の１つである純粋な二酸化炭素の液化において再び得るエネルギーよりも多いことが今や発見された。

本発明の方法は、いくつかの利点を有する。システムにおける圧力が高い場合には、通常の水スクラバーを、高圧水スクラバーまたは二酸化炭素スクラバーに置き換える。このことは、所望の純度を得るために必要な水の量、ならびに浄化し処分されることになる汚染水の量を減らすことになる。その上、吸収ステップに続く凝縮は、１５〜２０バールで存在する場合に二酸化炭素を凝縮するために通常必要である約−３０℃の低温を必要としない。したがって、本発明によれば、凝縮液（以後、冷却剤）の温度は、約０℃またはその直下、たとえば−１０〜１０℃、好ましくは−８℃〜−３℃、たとえば−５℃であってもよい。冷却剤の温度は、伝統的なＣＯ_２プラントと比べるとかなり高温であることができるため、たとえば醸造所で発酵槽などを冷却するのに通常用いられるブラインを使用できることが判明しており、したがって、冷却剤は、すでにプラントで入手可能である。ブラインは、好ましくは水の凝固点を下げる任意の水性の混合物である。例としては、グリコールおよび塩の水溶液がある。周囲温度が低いところでは、空冷によるＣＯ_２凝縮もまた選択肢である。

本発明の主な利点の１つは、二酸化炭素を−２４℃以下まで冷却するために、温度約−１０℃〜１０℃を有する冷却剤を活用でき、二酸化炭素の生成量に対する特定のエネルギー消費量をきわめて低減することである。

本発明のもう１つの利点は、工程全体で使用する水の量をさらに低減してもよいことである。多くの不純物の水溶性は、その特定の不純物の分圧により制御される。溶液が理想的な溶液であってそれぞれの不純物の濃度が低い場合、その可溶性は、分圧に直接比例することになる。したがって、圧力を２倍にすれば、可溶性もまた２倍になる。そのため、上昇した圧力のために水溶性が高まる場合には、水の含有量を、同程度の純度を得るために、比例して減らしてもよい。

さらにもう１つの態様では、液化二酸化炭素は、より高温の冷却剤、たとえば醸造所から入手するブラインと接触させることにより再び気化させてもよい。この再気化した二酸化炭素は、次いでたとえば製品びん貯蔵室で使用してもよい。これによって、冷却剤の温度は、たとえば−５℃から−８℃へ下がる。この冷却されたブラインは、特に好ましい態様では、凝縮ステップにおける冷却剤として使用され、それにより冷却剤の温度は、典型的にブラインの初期の温度へ上がることになり、醸造所自体で再び使用することができる。

その結果、システムは、凝縮および再気化のエネルギーの観点においてニュートラルであり、従来技術の多くの問題を解決する。

圧縮のために必要とされるエネルギーは、いくつかの連続した圧縮ステップ、たとえば２または３ステップを挿入することにより最適化し得る。２つまたは３つの圧縮ステップが、設備導入および運転を組み合わせた視点において最も経済的な数として目下好ましい。

最後に、凝縮され、蒸留された二酸化炭素が、凝縮圧力よりも低い圧力、典型的には業界標準である約１６バールでほとんどいつも貯蔵されることになる貯蔵タンクに、該二酸化炭素を移すとき、２０％の二酸化炭素ガスが、この圧力の違い（たとえば３５バールから減圧された場合）のために、形成されることになる。この二酸化炭素ガスは、カバーガスとして、発酵プラント、醸造所および／または製品びん貯蔵室へ直接移してもよく、または飲料、好ましくはビールに二酸化炭素を溶解するために、びんまたは缶の中で使用してもよい。

形成した二酸化炭素ガスが醸造所へ直接移されるとき、この方法全体のエネルギー消費量は、さらに低減することになり、圧力が約３５から１６バールへ下げられる特定の態様では、さらに約１０％まで低減することになる。

過剰な二酸化炭素ガスが、発酵プラント、醸造所および／または製品びん貯蔵室へ入る前に、必要とされる純度を有することを確実にするために、二酸化炭素の制御のための手段が提供されてもよい。

もう１つの態様では、貯蔵タンクへ移されるときに形成される二酸化炭素ガスは、少なくとも１つのコンプレッサーに戻され、もう１つの精製ステップにかけられる。代替法では、過剰なガスは、調整され再び蒸留され、または凝縮されて貯蔵タンクへ移される。特定の態様では、この凝縮は、冷却剤としてグリコールを含んだブラインを用いて、または液体二酸化炭素を再気化する冷却能を用いて実施される。

吸収は、高圧水スクラバーまたは二酸化炭素スクラバーで実施してもよい。高圧水スクラバーを用いる場合、使用する水の量は、当業界で通常使用される低圧、すなわち周囲圧力に近い圧力下での水洗浄に比べ、実質的に減少する。圧力を２倍にすれば、水の消費は通常半分にすることができる。さらに、次に続く、たとえばフィルターおよびその再生における脱水ステップは、その再生のために必要とする二酸化炭素がより少なく、およそ一般に３％〜１．５％未満であり、その結果、全体の収率が高くなる。

吸収剤が水である場合、この方法は、さらに下流で、たとえば凝縮器または蒸留塔システムにおいて氷およびガス水和物の形成の問題を引き起こし得る水を除去するために、好ましくは脱水ステップも含む。

現在好ましい態様では、吸収ステップは、二酸化炭素スクラバーのステップである。二酸化炭素スクラバーを使用する場合、二酸化炭素の収率は、水スクラバーの使用と比べて上がることになる。それは、二酸化炭素が、水（吸収剤として用いられる場合）に吸収されることになり、二酸化炭素の減少をもたらすからである。さらに、二酸化炭素スクラバーが、一体をなす脱水手段、たとえば発酵工程からのエタノールを含む場合、水は、二酸化炭素スクラバーのステップの間に除去されることになる。したがって、存在するあらゆる水が二酸化炭素スクラバーで除去されるために、乾燥フィルターは不必要である。結果として、二酸化炭素流の約３％を通常消費するフィルターの再生は避けられ、このこともまた、より高い収率をもたらす。

二酸化炭素スクラバーを使用するもう１つの利点は、精製全体で必要とされる部品が少なくてすむことであり、これが設備導入コストを節約させる。工程全体での部品がより少ないということはまた、圧力低下の機会が少ないこと、結果としてシステムにおいて圧力を維持するのに必要なエネルギーが少なくてすむことも意味する。

もう１つの好ましい態様では、少なくとも１つのコンプレッサーは、潤滑式コンプレッサー、たとえばオイルまたは水の潤滑式コンプレッサー、より詳細にはオイル潤滑式スクリューコンプレッサーである。

こうしたコンプレッサーは、価格がより安く、容量対応性があり、かつ工程の条件に適応させやすい。さらに、これらは維持しやすく、非常に信頼性が高い。

非潤滑式ピストンコンプレッサーは、コンプレッサーの、従来の選択である。潤滑の流体、たとえばオイルは、消費を意図した二酸化炭素においてはきわめて不都合であり、この分野では、従来のコンプレッサーを、こうした、より安い潤滑式コンプレッサーに置き換えることに抵抗感がある。この問題は、少なくとも１つの圧縮ステップと吸収ステップとの間にフィルターを挿入することにより解決できよう。しかしながら、生成物の品質は、フィルターの運転に大きく左右され、これが、二酸化炭素流と混ざることが避けられない潤滑剤を除去する唯一の手段である。しかし、吸収ステップが二酸化炭素スクラバーのステップである場合は、潤滑オイルは、そこにおいて効果的に除去され、フィルターの設置は省くか、または付加的な予防策、および／またはコンプレッサーへ戻されることになる潤滑剤を集めるための手段としての役割をさせてもよい。このことは、使用する潤滑剤の量を減らし、同時に生成物の品質を確保することになる。

したがって、現在好ましい態様では、吸収剤は、液体二酸化炭素であり、少なくとも１つのコンプレッサーは、潤滑式コンプレッサーである。これは、より高い収率で純度を犠牲にすることなく、設備導入ならびに運転中のコストを節約することになる。

本発明の方法の特定の圧力により、二酸化炭素流の発生点で通常得られる冷却用流体を用いて、二酸化炭素が効果的に凝縮され得ることを達成するということが今や発見された。こうした知見によれば、工程の上流の圧力を上げる別段の高い経費は、工程全体で再び得るもの以上である。このように、圧力は、発酵工程から入手可能な冷却剤の温度、ならびに精製ステップを出る低汚染物質二酸化炭素流の組成に、部分的に基づく。本発明者はまた、凝縮されることになる流れの純度を高めると、所与の圧力での、より高い温度の冷却剤で十分であることも観察した。好ましい一態様では、流体の温度は−５℃であり、圧力は少なくとも３５バールであり、この組合せが、高い純度を有する高い収率を確実にすることになる。

さらにもう１つの態様では、貯蔵タンクからの液体二酸化炭素は、醸造所で使用するために再気化させる。再気化は冷却剤により行い、凝縮ステップで冷却剤として使用される前か、または凝縮の後、より高温の冷却剤によって行う。両方の代替法とも、エネルギーニュートラルである。特に、好ましいのは、冷却剤を、凝縮ステップで用いる前に使用する代替法であり、これは、凝縮されることになる流れの、より低い圧力および／または純度を可能にする、より低温を有する冷却剤を提供することになるからである。

もう１つの態様では、圧力は、凝縮ステップｄ）の後で低減され、ステップｅ）の蒸留は、その減圧下で実施する。この態様は、二酸化炭素を凝縮するのに使用する冷却剤がより少なくてすむという利点を有する。その代わりに、空気または水を、工程の上流の流れを冷却するのに使用することができる。そこで蒸留を行う減圧は、二酸化炭素を貯蔵するための業界標準であることが好ましく、それは典型的には約１５〜１８バール、好ましくは１６バールである。

さらにもう１つの態様では、方法は、ステップｄ）で得られた気流を、凝縮と再気化とを組み合わせたステップに供するステップｆ）をさらに含み、再気化は、ステップｄ）で得られた気流の圧力よりも低い圧力、好ましくは二酸化炭素の貯蔵のための産業において適用される標準圧力、たとえば約１５〜１８バール、好ましくは約１６バールで実施される。この態様では、別に放出されるパージガスの体積は、劇的に小さくなる。それにより、二酸化炭素の総収率は上がる。圧力は、典型的には、バルブを挿入することにより放出する。

ある側面または第１の側面の態様では、液体二酸化炭素、たとえば上に説明した方法により得られたものを再気化させて、二酸化炭素ガスを必要とする製造で使用するための二酸化炭素気流を提供する方法を提供し、ａ）たとえば貯蔵タンク、蒸留ユニットからの蒸留された二酸化炭素、または凝縮ユニットからの凝縮された二酸化炭素から選択される源から、液体二酸化炭素を提供するステップと、ｂ）その液体二酸化炭素を熱交換手段中で気化させて、加熱された二酸化炭素気流を提供するステップと、ｃ）その加熱された二酸化炭素気流を膨張させて、加熱され、膨張した二酸化炭素気流を提供するステップと、ｄ）その加熱され、膨張した二酸化炭素気流を加熱して、二酸化炭素ガスを必要とする製造で使用するための二酸化炭素気流を提供するステップとを含む。この方法は、任意の適当な目的のための、液体二酸化炭素を再気化させる、電力を節約する方法である。

効果と利点は、下に記載する詳細な態様により、さらに例示していく。これらは例示であって、本発明はこれらのみに限定されるべきではない。

本発明による工程の態様の詳細な概要図。 本発明による工程の態様の詳細な概要図。 図１および図２の態様の、簡略化した模式的概要図。 蒸留が高圧下で実施される、本発明による工程の一部分の図。 蒸留が業界標準の圧力下で実施される、本発明による工程の一部分の図。 液体二酸化炭素を再気化させる、特定の態様を示す図。

例示する目的で、発明を実施するための形態において参照される部品および流れ、ならびに図面を以下にまとめる。

気泡トラップＡ０；第１、第２および第３のコンプレッサーＡ１＿１、Ａ１＿２、Ａ１＿３；分離器Ａ２；精製ユニット／吸収器Ａ３；凝縮器Ａ４；蒸留ユニットＡ５；分留装置Ａ６；貯蔵タンクＡ７；リボイラーＡ８；フィルターＡ９；二酸化炭素洗浄リボイラーＡ１０およびＡ１０＿１；補助冷却器Ａ１１；第２の補助冷却器Ａ１１＿１；第２のリボイラーＡ１２；第２の凝縮器Ａ１３；バルブＡ１４；第１の熱交換手段Ａ１５；膨張器Ａ１６；第２の熱交換手段Ａ１７、ならびに熱交換手段Ａ１８。

図に示し、下に説明する流れは、以下のとおりである。

発酵ガス１０１；消泡した気流１０２；第１、第２および第３の圧縮気流１０３、１０４、１０６；圧縮し再沸騰したガス１０７；高二酸化炭素／低汚染物質気流１０８；ろ過流１０９；パージガス１１０；吸収剤流１１１；凝縮液１１１＿１；凝縮した補助冷却流１１１＿２；低温の補助冷却高圧流１１１＿３；減圧流１１１＿４；精製二酸化炭素１１１＿５；より低温の流れ１１１＿５＿１；生成物流１１＿５＿２；再気化流１１１＿６；蒸留塔からの液体二酸化炭素／液化二酸化炭素１１２；液化二酸化炭素流の一部１１２＿１；気化した二酸化炭素１１２＿２；フラッシュガス１１３；減圧した液体１１４；貯蔵生成物流１１６；加熱生成物流１１７；最終的なパージ流１１８；膨張生成物流１１９；二酸化炭素気流１２０；凝縮した不純物２０３；高汚染物質廃棄流２０４；高汚染物質廃棄流２０６；再沸騰した気流２０７；スクラバーの液体二酸化炭素流２０８；冷却剤３０１、４０１；高温の冷却剤３０２、５０１；および低温にした冷却剤４０２。

さらなる流れは、図１にある。これらの流れの性質は、当業者ならたやすく分かり、さらなる詳細説明を必要としないであろう。

ここで図１および図３を参照し、本発明をより詳細に説明していく。

この方法における開始ガスは、発酵ガス１０１であり、それは、さらに処理される前に、気泡トラップＡ０において消泡されてもよい。消泡することは任意選択であり、その必要性は、入ってくるガスの性質、たとえば発酵槽の操作による。消泡した気流１０２は、第１のコンプレッサーＡ１＿１において、第１の圧縮ステップにかけられる。圧縮ステップの数は、１以上の任意の数であってもよい。運転コストはコンプレッサーの数に伴って下がるが、しかしながら、これは、コンプレッサーを購入するコストとバランスをとるべきである。この状況で、最も経済的な数は、図１および３で具体化しているように、３台である。圧縮ステップは、圧縮気流、それぞれ１０３、１０４および１０６をもたらす。コンプレッサー間で、適当な場合、この流れを熱交換にかけてもよい。

図示した態様では、分離器Ａ２が、第３のコンプレッサーＡ１＿３の前に挿入される。これは、凝縮した不純物２０３、主として水を、二酸化炭素ガスから除去することに役立つ。一般に、分離器は、任意の圧縮ステップの間に挿入されていてもよく、どこでそれが必要であるかを決定するのは当業者の範囲内である。圧縮したガス１０６は、この態様では、リボイラーＡ８へ進むように図示され、その後、精製塔Ａ３へ入る。図１を参照すると、熱い気流１０６は、次いで液化二酸化炭素流の留分１１２＿１を蒸留塔Ａ５から気化させ、気化した二酸化炭素１１２＿２をもたらすのに使用され、したがって蒸留工程を促進する。他のエネルギー源も同様に使用することができる。

前述したとおり、この工程と貯蔵タンクの間の圧力の違いのために、液体二酸化炭素の約１５〜３０％は、いくつかの地点でフラッシュガスを形成することになる。このフラッシュガスは、たとえばリボイラーＡ８によって発生したガスの代わりに、蒸留塔中で使用することができる。

使用する少なくとも１つのコンプレッサーＡ１＿１などは、任意の適当なコンプレッサーであってもよい。少なくとも１つのコンプレッサーが潤滑式であること、より具体的にはオイル潤滑式スクリューコンプレッサーであることが好ましく、これが資本および運転のコストを節約することになるからである。こうしたコンプレッサーが使用される場合、フィルター（図示せず）が、特に吸収ステップｃ）で使用される吸収剤が水である場合は、吸収ステップの前に使用されることが好ましい。二酸化炭素が、とりわけ図１の態様で示したとおり吸収剤１１１である場合、オイルの残留物は除去されることになり、フィルターの存在は、追加の予防策、ならびにオイルの回収およびコンプレッサーへの再循環の手段として役立つ。

圧縮し再沸騰したガス１０７は、吸収塔Ａ３へ、好ましくはその底部へ入る。図示した精製塔は、二酸化炭素スクラバーであり、これもまた、本明細書に参照として組み入れている同時係属の特許出願ＷＯ２００９／１２７２１７およびＰＣＴ／ＤＫ２０１０／０５０１４６に開示されている。したがって、吸収塔のシステムは、図示したこの態様では、スクラバーＡ３、および任意選択のＣＯ２洗浄リボイラーＡ１０を含む。リボイラーＡ１０は、高汚染物質廃棄流２０４を、スクラバーの液体二酸化炭素流２０８および２０６を再沸騰させることで最小限に抑えるのに役立ち、再沸騰した気流２０７をもたらし、それは塔中で再び精製される。

精製塔中の吸収剤は、液体二酸化炭素であり、好ましくはさらに下流の工程から引き込まれる。例示した態様では、吸収剤は流れ１１１であり、最終的な蒸留の後、減圧の前に得られる。

二酸化炭素スクラバーをＰＣＴ／ＤＫ２０１０／０５０１７４６に提供している解決策によって改善してもよいこともまた意図しており、そこでは、圧縮し送り込んだ流れは精製塔中で精製され、少なくとも高汚染物質液体流および低汚染物質気流をもたらし、その高汚染物質液体流を再沸騰させて気流をもたらし、その気流を精製塔へ送り込んでいる。この高汚染物質液体流と低汚染物質気流との間の圧力の違いを、これらの流れがリボイラーへ入る前に、Ｐ高汚染物質液体流＜Ｐ低汚染物質気流となるように生じさせる。より詳細には、この違いは、圧縮した流れをａ）塔中で吸収ステップにかけ、低汚染物質気流が塔の最上部を出るように、高汚染物質液体流が任意選択で塔の底部を出るようにし、塔の最上部を出る低汚染物質気流は、
１：ｂ１）低汚染物質気流を圧縮して、圧縮気流を提供するステップと、ｃ１）圧縮気流をリボイラー中で冷却して、凝縮し蒸留することになる少なくとも生成物の流れ、および気流を提供するステップと、ｄ１）その気流を精製塔その塔の底部へ送り込むステップ、ならびに
２：ｂ２）低汚染物質気流をリボイラー中で冷却して、さらに凝縮し蒸留することになる少なくとも生成物の流れ、および気流を提供するステップと、ｃ２）その気流を圧縮して、冷却した圧縮気流を提供するステップと、ｄ２）その冷却した圧縮気流を塔の底部へ送り込むステップと、塔の底部を出る高汚染物質液体流を、リボイラーに入る前に減圧するステップ
から選択されるステップにさらにかけられる。減圧は、特定の態様ではバルブによって得られる。

二酸化炭素スクラバーは、一体をなす水の阻害剤または捕集剤を、必要であれば含んでもよい。開始ガスが発酵工程から生じている場合は、ガスは、ほぼ確かにエタノールを含むことになり、これが水阻害剤として作用してもよい。

ＰＣＴ／ＤＫ２０１０／０５０１７４６によるこの改善策は、流れが多くの汚染物質を含む場合に、高汚染物質廃棄流２０４を最小限に抑えるために特に好ましい。これにより高純度ならびに高収率が確実となる。

吸収ステップの後、高二酸化炭素／低汚染物質気流１０８は、フィルターＡ９でろ過され、このフィルターは、メカニカルフィルター、活性炭フィルター、または他の種類の吸着剤であってもよく、適切な場合、たとえばＨ_２Ｓの微量物を除去する。フィルターは、任意選択である。

ろ過流１０９は、凝縮器Ａ４において凝縮される。凝縮器は、図１で具体化されているとおり蒸留塔Ａ５に組み込まれていてもよい。これらのユニットは、図２、３および５に例示したとおり別々であることも意図している。凝縮は、冷却剤３０１により実施され、より高温の冷却剤３０２をもたらす。この冷却剤は、意図された高圧で二酸化炭素を凝縮するのに十分な冷却効果を有する任意の流体である。特に好ましいのは、醸造所または製品びん貯蔵室に存在する冷却剤、たとえば発酵槽を冷却するのに使用される温度−５℃〜＋５℃、たとえば−２℃または−３℃を通常有する、たとえばブラインである。それにより、いかなるエネルギーの外部供給もなしに、またはさらなる装置をプラントに加えることもなしに、凝縮が得られる。特に好ましい態様（図示せず）では、液化二酸化炭素は、貯蔵タンクＡ７から取り出され、入ってくる冷却剤３０１を使用して再気化される。この態様では、液化二酸化炭素は、好ましくは貯蔵タンクから取り出され、冷却剤は、凝縮器Ａ４へ入る前に、気化している二酸化炭素により、より低い温度へ冷却される。凝縮器Ａ４を出た後、より高温の冷却剤３０２の温度は、最初に供給されたときの温度へ戻ることもあり得る。結果として、この凝縮工程は、完全にエネルギーニュートラルであり、このことは従来技術よりもはるかに経済的な前進である。

凝縮の後、凝縮液１１１＿１は、二酸化炭素をさらに精製するために蒸留され、これは、液化二酸化炭素流１１２をもたらし、二酸化炭素ガスが、図１および３から見られるように蒸留ユニットから、とりわけ凝縮ユニットまでで生じることを意図している。一部の液化二酸化炭素流１１２は、液体二酸化炭素が吸収ステップにおいて吸収剤として用いられる場合、吸収剤１１１として取り出されてもよい。

図２に、本発明による工程のもう１つの態様を示す。図１および３の参照符号が、図２にも適用される。図２の態様における下流の工程は、図５に詳しい。したがって、図１、３、と５の両方を参照されたい。ＣＯ２洗浄リボイラーＡ１０＿１の変形を図２に示す。この態様では、ＣＯ２洗浄リボイラーＡ１０＿１は、最後の圧縮手段を出た後吸収塔Ａ３へ入る流れに接続している。

図１で示した態様の下流の工程の詳細図である図４に示した態様では、液化二酸化炭素流１１２は、減圧され、それにより一定量のフラッシュガスが創られる。液化の前に、この流れは、任意選択で、補助冷却器Ａ１１および１１＿１により１回または２回（図示している）補助冷却され、補助冷却器は、冷却される特定の流れに適当であれば、ブラインもしくは二酸化炭素または両方により運転されてもよい。フラッシュガスの割合は、圧力の違いによる。圧力が、３５バールから、二酸化炭素の貯蔵タンクのための業界標準である１６バールに下げられる典型的な態様では、フラッシュガスの量は、この流れ全体の２０％である。液体とガスとは、分離器Ａ６で分離され、貯蔵タンクＡ７での貯蔵のために、減圧した液体１１４をもたらす。分離器Ａ６、たとえばフラッシュ蒸留塔もまた、フラッシュガス１１３をもたらす。このフラッシュガス１１３は、図示した態様では、最終的な圧縮段階の前に、精製のための位置に再び戻される。代替法では、分離器Ａ６と凝縮器Ａ４との間に、もう１つのコンプレッサーが存在していてもよく、それによってフラッシュガス１１３が再び凝縮され蒸留されてもよい。

図５に示した態様では、凝縮液１１１＿１は、蒸留の前に減圧される。凝縮液１１１＿１は、図示した態様では、圧力４７バールを有していてもよい。この凝縮液１１１＿１は、好ましい態様では、補助冷却器Ａ１１＿１を通る。補助冷却器を加える目的は、圧縮および精製ステップへ再循環されるフラッシュガス１１３の量を最小限に抑えることである。したがって、補助冷却は、全体的なエネルギー消費量を削減する。この補助冷却は、設備を保護する、たとえばとりわけ図１の圧縮気流１０４に水が存在する場合に凍結を避けるという技術的理由から加えてもよい。

任意選択である補助冷却の後、凝縮し補助冷却した流れ１１１＿２は、第２のリボイラーＡ１２の中を通り、低温の補助冷却した高圧の流れ１１１＿３をもたらす。次いで、この流れ１１１＿３の圧力は、たとえば４７バールから１６バールへ、減圧した流れ１１１＿４へと下げられ、それにより、相当な量の流れが気化し、蒸留ステップｅ）において蒸留塔Ａ５中で使用可能なフラッシュガスをもたらす。

飽和した流れ（すなわち＋１２℃）において、入ってくる流れの約３０％は気化して、圧力を下げたときにフラッシュガスを形成することになる。凝縮し補助冷却した流れ１１１＿２が＋１℃へ補助冷却されるとき、その部分は約２０％となり、−１１℃までさらに補助冷却される場合、その部分は約１２％になる。

このセットアップでは、圧力を下げることは、フラッシュガスが形成されることにつながり、このフラッシュガスは、最終的な蒸留ステップ（ステップｅ）において使用することができる。

第一に、凝縮し補助冷却した流れ１１１＿２は、リボイラーＡ１２へ入る。この凝縮し補助冷却した流れ１１１＿２は、より低圧にある、入ってくる、より低温の流れ１１１＿５＿１よりも高温であり、典型的には、図示した態様における蒸留塔Ａ５の底部から取り出された液体二酸化炭素である。凝縮し補助冷却した流れ１１１＿２の熱は、より低温の流れ１１１＿５＿１へ移され、再気化した流れ１１１＿６となり、再び蒸留塔へ入る。今や、より低温の補助冷却した高圧の流れ１１１＿３は、次いで減圧にかけられ、それにより、さらに低温の混合相の減圧した流れ１１１＿４がもたらされる。減圧した流れ１１１＿４は、蒸留塔Ａ５へ入り、そこで液体部分が、向流の再気化した気流１１１＿６により精製され、精製した液体二酸化炭素１１１＿５をもたらす。精製した液体二酸化炭素１１１＿５は、２つの部分１１１＿５＿１（より低温の流れ）と１１１＿５＿２（生成物）とに分けられ、そのうちの１１１＿５＿１はリボイラーＡ１２へ送り込まれ、１１１＿５＿２は生成物である。

このように、蒸留ステップはエネルギーニュートラルであり、それは熱または冷熱の外部供給の必要がないためである。

図４に示した態様と比較した場合、図３（ならびに図１および図２）に示した工程の上流から生じる、リボイラーＡ８へ供給される熱は、必要ではない。

代わりに、図５に示した態様では、最後のコンプレッサーＡ１＿３の後の位置での熱交換器Ａ１８により、システムから熱を除去するために、付加的な熱交換ステップを含めることが有益なことがある。このことは、工程のさらに下流で、二酸化炭素が液化される凝縮器Ａ４中で使用されるブラインの量を最小限に抑えることになる。

この熱除去は、冷却水または空気を使用する熱交換器により達成される。圧縮ステップｂ）の後に熱交換器を挿入する場合、この態様は、図１の態様よりも利用する電力が少なくてすみ、それは、流れ１０６が、ブラインの代わりにたとえば空気または冷却水によって冷却されるためである。

もう１つの好ましい態様（図４と５の両方に示す）では、再気化ステップと組み合わされた第２の熱交換ステップが、凝縮ステップｄ）の後に挿入される。この態様は、図４および５の、それぞれ高圧と低圧両方の蒸留の態様において有益である。

この特定の態様では、凝縮器Ａ４を出たパージガス１１０（二酸化炭素気流）は、パージガス１１０の圧力を、図５で例示した態様のために説明した減圧に類似のたとえば４７バールから１６バールへ下げるためのバルブＡ１４または類似の手段を有するループに接続した第２の凝縮器Ａ１３へ送られる。この減圧はまた、３０％までのフラッシュガスを含む混合相の流れを生じる。圧力の低減は、約３０％の温度低下を伴い、この態様では、凝縮できないガスの内容物のために、−３４℃から−４４℃へ下がる。

流れが−４４℃へ冷却されるということは、最後のパージの流れ１１８の中に存在する二酸化炭素が、より少ないことを意味する。したがって、第１の凝縮ステップｄ）から来るパージガス１１０のこの付加的な凝縮ステップを挿入する結果は、最後のパージの流れ１１８と共に処分される二酸化炭素の量が著しく減る、すなわち例示した例では１３００ｋｇ／ｈから１９０ｋｇ／ｈに減ることである。こうして、二酸化炭素の総収率は高くなる。

好ましい態様では、フラッシュガス１１３は、直接醸造所の製造ラインでカバーガスとして、または飲料に二酸化炭素を溶解するために、使用されることも意図している。

最後に、ガスは液体二酸化炭素の再気化からの冷却効果を用いて凝縮されることを意図している。

貯蔵した液化二酸化炭素は、貯蔵タンクから、貯蔵した流れ１１６として取り出され、醸造所で使用するために再気化されてもよい。再気化のために、冷却剤３０１が、上に詳述したように、凝縮器Ａ４へ入る前に好ましくは使用される。

熱交換器、ポンプ、バルブなどが、この方法全体にわたる所望の圧力、温度および他のパラメーターを開始し維持するために、適切な場合存在することも意図している。こうした装備は、当分野の技術内に入る。

これから図６を参照し、本発明のもう１つの特定の側面および態様をさらに詳細に説明していく。

とりわけ醸造所において飲料に二酸化炭素を溶解するときに、液化二酸化炭素は、たとえばフラッシュガス１１３として、貯蔵タンクＡ７から、または直接、蒸留ステップｅ）から、取り出してもよい。

典型的に温度−３０℃〜２０℃の範囲および典型的に圧力１０〜５５バールの範囲を有する貯蔵タンクまたは蒸留塔からの液化二酸化炭素１１６は、この態様では、第１の熱交換手段Ａ１５、好ましくは気化器の使用により、液化二酸化炭素流１１６と醸造所から得る冷却剤４０１、たとえばブラインとを接触させることにより再気化されることになる。

これにより、冷却剤４０１の温度は、たとえば−５℃から−８℃へ下がり、第１の熱交換手段Ａ５を出る、加熱生成物流１１７の温度は、たとえば−６℃へ昇温してもよい。温度２５℃は、２つ以上の熱交換ステップによって得てもよく、そこでは第２および追加のステップは、典型的にはブラインではなく、水、空気または任意の他の、より高温の媒質（図示せず）を用いることで達成される。得られた冷却剤４０２は、特に好ましい態様では、冷却剤（図１の凝縮する手段Ａ４としての、図１の工程中の３０１）として使用され、それにより冷却剤の温度は、典型的にはブラインの初期温度、すなわち−５℃へ昇温し、醸造所自体で再び使用することができる。

さらに、より高温の、今やガスである、加熱生成物流１１７は、次いで膨張器Ａ１６により膨張される。膨張した生成物の流れ１１９の温度および圧力は、それぞれ−５５〜−２０℃、５〜７バールである。膨張した生成物の流れ１１９は、第２の熱交換手段Ａ１７を用いて加熱される。

第２の熱交換手段Ａ１７において、加熱は、特定の態様では、より高温の冷却剤５０１、たとえば図１の、より高温の冷却剤３０２を用いることで達成される。したがって、より高温の冷却剤３０２／５０１は、第１の熱交換手段Ａ１５のために使用された冷却剤、凝縮器Ａ４を出る高温の冷却剤（図１の３０２）と同じ源であってもよく、または冷却剤の貯蔵タンク（図示せず）から直接取り出してもよい。膨張およびそれぞれの加熱ステップは、１つ以上のステップにおいて実施され得る。

得られた冷却能は、たとえば凝縮器Ａ４で使用してもよい。

第２の熱交換手段Ａ１７を出た二酸化炭素気流１２０は、温度約５〜２５℃、圧力１〜６バールを有することができ、蒸留酒製造所／びん詰めなど自体において使用されてもよい。

第１および第２の熱交換手段（Ａ１５およびＡ１７）の使用により、二酸化炭素１トン当たり９０〜１１５ｋＷｈの冷熱エネルギーが回収されてもよい。さらに、膨張器Ａ１６の使用により、バルブおよび熱交換器を使用する従来の工程と比較して、追加として１０〜２０ｋＷの電力が回収されてもよい。回収された電力は、二酸化炭素の回収工程中のどこか別の圧縮作業のためか、または醸造所または別の場所においてか、いずれかで使用してもよい。

この後者の側面および／または態様は、液化二酸化炭素を使用するために再気化させる任意の場所において実施されることを意図し、本発明の方法に限定するべきではない。

Claims (17)

1. 発酵工程またはびん詰めラインから生じる二酸化炭素気流から二酸化炭素を回収する方法であって、前記方法は、
   ａ）発酵工程またはびん詰めラインから生じる二酸化炭素流を提供するステップと、
   ｂ）前記提供された二酸化炭素流を少なくとも１つの圧縮ステップにより圧縮して、圧縮気流を提供するステップと、
   ｃ）前記圧縮気流を吸収ステップに供し、少なくとも二酸化炭素に富んだ気流を提供するステップと、
   ｄ）前記二酸化炭素に富んだ気流を凝縮器中で凝縮して、少なくとも凝縮液およびパージガスを提供するステップと、
   ｅ）液体二酸化炭素流を蒸留して、精製二酸化炭素を提供するステップと
   を含み、
   前記ステップｂ）で得られた圧縮気流の圧力は、少なくとも３０バールであり、温度は、二酸化炭素が実質的に凝縮されない範囲内にあり、前記圧力は少なくとも前記ステップｄ）まで維持される
   方法。
2. 前記ステップｃ）の吸収剤は、水または液体二酸化炭素、好ましくは液体二酸化炭素である、請求項１に記載の方法。
3. 凝縮され、蒸留された二酸化炭素を、前記ステップｄ）の凝縮圧力よりも低い圧力を有する貯蔵タンクに移すステップをさらに含み、それにより、液体二酸化炭素に加えて、気流が形成され、前記気流がさらに処理される、請求項１または２に記載の方法。
4. 前記さらなる処理は、生成物として飲料製造プラントへ移すこと、凝縮して貯蔵タンクへ移すこと、および前記圧縮ステップｂ）または前記蒸留ステップｅ）へ供給することから選択される、請求項３に記載の方法。
5. 前記ステップｄ）の凝縮は、発酵工程で使用される冷却剤、たとえばグリコールまたは塩を含むブラインにより行われる、請求項１〜４のいずれか１項に記載の方法。
6. 前記凝縮され、蒸留された二酸化炭素が、冷却剤により、好ましくは前記凝縮ステップｄ）の前に冷却剤により再気化される、請求項３および５に記載の方法。
7. 前記少なくとも１つの圧縮ステップは、潤滑式コンプレッサー、より好ましくはオイル潤滑式スクリューコンプレッサーによって行われる、請求項１〜６のいずれか１項に記載の方法。
8. 前記ステップｃ）の吸収剤は、液体二酸化炭素である、請求項７に記載の方法。
9. ２つまたは３つの圧縮ステップを含む、請求項１〜８のいずれか１項に記載の方法。
10. 前記圧縮気流は、前記ステップｄ）の凝縮の前に、好ましくはメカニカルフィルターおよび／または吸着フィルターによってろ過される、請求項１〜９のいずれか１項に記載の方法。
11. 前記圧力は、前記凝縮ステップｄ）の後に低減され、前記ステップｅ）の蒸留は、前記低減された圧力で行われる、請求項１〜２および４〜１０のいずれか１項に記載の方法。
12. 前記低減された圧力は、二酸化炭素の貯蔵のための産業において適用される標準圧力、たとえば約１５〜１８バール、好ましくは約１６バールである、請求項１１に記載の方法。
13. 前記ステップｄ）で得られたパージガスを、凝縮と再気化とを組み合わせたステップに供するステップｆ）をさらに含み、前記再気化が、前記ステップｄ）で得られたパージガスの圧力よりも低い圧力、好ましくは二酸化炭素の貯蔵のための産業において適用される標準圧力、たとえば約１５〜１８バール、好ましくは約１６バールにおいて行われる、請求項１〜１２のいずれか１項に記載の方法。
14. 前記圧力は、バルブによって低減される、請求項１３に記載の方法。
15. 前記蒸留された二酸化炭素は、二酸化炭素の貯蔵タンクに貯蔵される、請求項１〜１４のいずれか１項に記載の方法。
16. たとえば請求項１〜１５のいずれかに記載の方法により得られた液体二酸化炭素を再気化させて、二酸化炭素ガスを必要とする製造で使用するための二酸化炭素気流を提供する方法であって、
    ａ）たとえば貯蔵タンク、蒸留ユニットからの蒸留された二酸化炭素、または凝縮ユニットからの凝縮された二酸化炭素から選択される源から、液体二酸化炭素を提供するステップと、
    ｂ）前記液体二酸化炭素を熱交換手段中で気化させて、加熱された二酸化炭素気流を提供するステップと、
    ｃ）前記加熱された二酸化炭素気流を膨張させて、加熱され、膨張した二酸化炭素気流を提供するステップと、
    ｄ）前記加熱され、膨張した二酸化炭素気流を加熱して、二酸化炭素ガスを必要とする製造で使用するための二酸化炭素気流を提供するステップと
    を含む方法。
17. 前記膨張により生成した冷熱が回収され、および／または電気的もしくは機械的仕事が膨張器により生み出される、請求項１６に記載の方法。

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