JP6848095B2 - 二重効用式蒸留を利用してアセトン／水の混合物を浄化するための方法及び装置 - Google Patents

Description

本発明は、２つの精留塔が異なる圧力で作動されることで、加圧下で作動される塔の頂部生成物の廃熱を、より低い圧力で作動される塔の底部生成物を加熱するのに使用することができるＤＥＤ（二重効用式蒸留）技術を利用してアセトン／水の混合物からアセトンを分離するための方法に関する。本発明はさらに、そのような方法を実施するための装置に関する。

いわゆるＤＥＤ（二重効用式蒸留）技術は、蒸留システムのエネルギー節約に関して長い間知られている。この技術では、２つ（又はそれ以上）のシステムが異なる圧力で作動されるため、それぞれの塔の頂部と底部に異なる沸点が生じることになる。圧力を適切に調整することにより、これらの塔の間にコジェネレーションを確立することができるため、より高い圧力で作動される塔の頂部生成物がより低い圧力で作動される塔の底部を加熱することができる。これにより、熱エネルギーを節約することができる。

ただし、アセトンの回収には、特にアセトン／水の混合物では頂部生成物と底部生成物の沸点が比較的離れている（常圧で５５°Ｃから１０２°Ｃ）という問題が伴う。結果として、ＤＥＤシステムの「真空タワー」は、底部の温度が常圧塔の５５°Ｃの頂部の温度より少なくとも５ケルビン低くなるまで真空下で作動させる必要がある。これは約８０ｍバールの絶対圧力で実現されるが、真空度が低いことから必要な塔のサイズをかなり大きくする必要があり、このことは高い資本コストに関連するという考慮すべき欠点に関連している。さらに、これらの真空の塔では頂部での凝縮が約０°Ｃで生じるため、例えば冷却タワーの水やそれぞれの空気冷却などの安価な冷却液はもはや使用できなくなる。流入する熱の回収ももはや不可能である。

二重効用式蒸留の代替の変形形態には、常圧塔を特定の圧力の塔に結合することが含まれる。上記に記載したように熱カップリングを有効にするには、ここでの圧力を少なくとも５バールの絶対圧力まで上昇させる必要がある。しかし、このような圧力では、水とアセトンの共沸混合物が形成されるため、その圧力塔から得られるアセトンの純度は、常圧塔から得られるアセトンの純度よりも大幅に低くなる。さらに、特にジアセトンアルコールや酸化メシチルなどのアセトン副産物が形成されるリスクも、高温になると増大する。

例えばＦＲ２５４９０４３において、ブタノールとアセトンの水溶液を精製するために、このようなプロセスを実行することが今日まで提案されており、これによりブタノールとアセトンの有機成分が第１段階で約６０％のレベルまで濃縮され、第２段階でアセトンとブタノールは互いに完全に分離される。ＦＲ２５４９０４３は、第１の蒸留段を２つの蒸留塔で構成することができ、これにより、第１の蒸留塔は３〜１０バールの絶対圧力の増大した圧力で作動され、第２の蒸留塔は０．５〜１．５バールの絶対圧力で作動される。ただし、このプロセスでは第１段階の最終生成物として十分に純粋なアセトンが得られないため（第１段階後の水分量は約４０％になり、第２の蒸留段階まで純粋なアセトンは生成されない）、ＦＲ２５４９０４３のプロセスは、必要な純度を達成するために、さらなる蒸留段階を必要とするという不利な点に関連している。

２つの選択肢を組み合わせることは妥協を意味する可能性があり、それにより、わずかに真空下にある塔が、わずかな過圧下で作動される圧力塔と組み合わされることになる。

ただし、すでに常圧塔を備えている既存の設備では、このような組み合わせは、常圧塔と特定の圧力の塔、又はそれぞれに低圧塔と常圧塔との組み合わせに対するかなり高い資本コストに関連している。

この先行技術の文脈において、上記の欠点を大幅に排除し、可能な限り低い特有のエネルギー要件を実現することができる、アセトン／水の混合物からアセトンを精製及び分離するためのエネルギー効率の高い方法を提供する必要がある。本発明はこのような要望に対処するものである。

したがって、第１の態様によれば、本発明は、
正圧下で作動される少なくとも１つの塔においてアセトン／水の混合物の部分流を濃縮し、アセトン濃度が少なくとも８０重量％の生成物が得られることと、
常圧下で作動される少なくとも１つの塔においてアセトン／水の混合物の部分流を濃縮することとを含み、
この場合、正圧下で作動される塔からの頂部生成物は、熱交換器を介して、常圧下で作動される塔の底部生成物を加熱するために使用され、頂部生成物はその後、アセトン／水の混合物の部分流の供給より上で、常圧下で作動される塔に導入される、アセトン／水の混合物からアセトンを分離するための方法に関する。

したがって、本発明の方法は、正圧下で作動される塔においてアセトン／水の混合物の部分流を濃縮するという範囲においてアセトンと水を最適に分離させることができないことを容認する二重効用式蒸留技術を使用する従来の蒸留プロセスに基本的に対応している。しかしながら、このような欠点は、少なくともアセトンに関しては、基本的に濃縮されたアセトン／水の混合物が、常圧で作動される濃縮塔に導入され、そこで完全な分離が可能になるという事実によって相殺される。特にアセトン−低濃度のアセトン／水の混合物に関して、このような処理には、加圧下で作動される塔の頂部生成物として、少量のすでに比較的強度に濃縮されたアセトンしか常圧で作動される塔に導入されないという利点がある。熱交換器は、概ね、又はほぼ完全に圧力塔で使用されるエネルギーをリサイクルする。アセトンが濃縮されたアセトン／水の混合物の供給は、常圧で作動される塔の還流比を大幅に低下させる効果もあり、システム全体のエネルギー要件をさらに低減させる。さらなる利点は、アセトン混合物が供給される塔の一部に対する液圧負荷の変化がほんのわずかであることである。

上記の塔に関して「上」又は「下」を指す場合、この文脈における「上」とは、塔に対して「上部」にある、より低い温度で作動される塔の部分を指し、「下」は、高温で作動される塔の部分を指している。したがって、底部生成物は塔の下部領域内で獲得され、頂部生成物は塔の上部領域内で獲得される。

本発明の文脈において、「常圧」は、０．５〜１．５バール、好ましくは０．８〜１．２バールの絶対圧力の範囲の圧力として理解すべきである。

正圧下で作動される塔は、通常、本発明の文脈において４〜１１バールの絶対圧力の範囲内の圧力で作動されるが、ただしこれにより４．５〜８バールの絶対圧力、詳細には５〜７バールの絶対圧力の範囲内の正圧を優先するものとして指定することができる。本発明の文脈において、正圧下で作動される塔にとって最も好ましい圧力は約６バールの絶対圧力である。

本発明の文脈における「アセトン／水の混合物」によって理解すべきなのは、アセトンと水からなる混合物であり、これはさらに、実質的にアセトンと水からなる混合物としても理解すべきである。これに関して「実質的に」とは、少なくとも９５重量％のアセトンと水、好ましくは９７〜９９．９重量％のアセトンと水からなる混合物を意味する。５重量％まで水／アセトン混合物に含まれる可能性のある別の成分は、例えば炭化水素であり、例えば、セルロースアセテート繊維、ジアセトンアルコール、又はメシチルオキシドの製造中に使用されるいわゆる紡績油である。本発明の方法でアセトンが分離されるアセトン／水の混合物は、好ましくは、例えば、Ｐ．Ｒｕｓｔｅｍｅｙｅｒ、Ｍａｃｒｏｍｏｌ Ｓｙｍｐ、２００４、２０８、２６７−２９１に記載されるようなセルロースアセテート繊維を製造するための紡糸プロセスから生じる。

本発明の文脈においてさらに有利なのは、少なくとも９０重量％、好ましくは９０〜９９．９重量％、より好ましくは９３〜９８重量％、さらに好ましくは９４〜９６重量％のアセトン濃度を有する頂部生成物が、正圧下で作動される塔で得られることである。

記載される方法の文脈における便宜は、底部生成物からの廃熱を使用して、プロセス中に正圧下で作動される塔に供給されるアセトン／水の混合物を予熱することである。特に好都合なのは、正圧下で作動される塔から得られた底部生成物を使用して、塔に導入されるアセトン／水の混合物を予熱することである。廃熱を適切に使用することは、底部生成物からの廃熱を塔に供給されるアセトン／水の混合物へと放出することができる熱交換器の助けを借りて実現することができる。

正圧及び常圧で作動される塔は、アセトンと水の十分な分離を確実にするために、記載された方法の文脈で有利に構成されるべきである。

それにより、正圧下で作動される塔が３０〜６０、好ましくは４０〜５０の理論段数を示すことが優先される。

常圧下で作動される塔の場合、２０〜４０、好ましくは２５〜３５の理論段数が適切であると見なされる。

正圧で作動される塔の底部生成物の温度は、好ましくは１３０〜１８０℃、特に１５０〜１７０℃、最も好ましくは本明細書に示される方法の文脈において約１６０℃である。この塔の頂部生成物の適切な温度は約１００〜１３０℃、とりわけ約１０５〜１２０℃である。常圧下で作動される塔の底部生成物への十分に効果的な熱の伝達を確実にするために、頂部生成物の温度はさらに好ましくは、常圧下で作動する塔の底部生成物より少なくとも５℃、詳細には少なくとも１０℃高くなければならない。

本発明によれば、この方法は、有利には、アセトンが、常圧下で作動される少なくとも１つの塔において少なくとも９８重量％、特に好ましくは少なくとも９８．５重量％、さらに好ましくは少なくとも９８．５〜９９．９重量％の濃度に濃縮されるように構成されるべきである。代替として、又はそれに加えて、常圧下で作動する塔は、２〜５の範囲内、及び好ましくは３〜４の範囲内の還流比で作動させることが適切である。

常圧で作動される塔から得られた頂部生成物は、液体アセトンを得るために、本発明の方法の範囲内の冷却器で有利に凝縮される。この目的のために、通常の冷却水が使用されることが好ましい。

正圧で作動される少なくとも１つの塔と、常圧で作動される少なくとも１つの塔を熱的に結合することを伴う本発明の方法の設計は、かなりのエネルギー節約を可能にする。

本発明の方法の特定のエネルギー消費は、真空下で作動する第３の塔が設けられた場合、さらに低減させることができる。本発明のこの実施形態では、本発明の方法は、上記に引用した工程に加えて、
真空下で作動する少なくとも１つの塔においてアセトン／水の混合物の部分流を濃縮することをさらに含み、
常圧下で作動される塔からの頂部生成物は、熱交換器を介して、真空下で作動される塔の底部生成物を加熱するために使用されるように構成される。

本発明の文脈における「真空」は、＜０．５バール、特に０．０５〜＜０．５バールの絶対圧力の範囲内の圧力として理解すべきである。

第３の塔を設けることにより、本発明のこの実施形態は、資本コストの増加を伴うが、見返りとして進行中の作業のエネルギーコストをさらに低下させる。

さらに、少なくとも３つの塔が設けられる本発明のこの実施形態では、方法は、常圧下で作動される塔からの底部生成物が、アセトン／水の混合物の部分流の供給より下で、真空で作動される塔に導入することができるように構成することができる。

この実施形態は、常圧で作動される塔の底部生成物においてさらに大きなアセトンの枯渇を達成するという追加の利点も有する。これは、環境保護の観点、したがって経済的な観点からも有利である。

本発明のさらなる態様は、上記の方法を実現するための装置に関し、この装置は、
正圧下で作動されるように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔１と、
常圧下で作動されるように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔２と、
アセトン／水の混合物の部分流のための分離塔への供給ライン７、８と、
正圧での作動用に設計された塔１の頂部生成物と、常圧での作動用に設計された塔２の底部生成物との間での熱伝達を可能にするために、正圧での作動用に設計された塔１の頂部、及び常圧での作動用に設計された塔２の底部と流体連通している少なくとも１つの熱交換器３と、
これを介して熱交換器３が常圧での作動用に設計された塔２の上部に接続される、正圧での作動用に設計された塔１の頂部生成物のための供給ライン５と、を備える。

供給ライン５は、有利には、塔２へのアセトン／水の混合物の部分流の供給ライン７より上で、常圧での作動用に設計された塔２に装着される。

一実施形態では、方法は、供給ライン５の領域内に頂部生成物用の収集装置を設けるように設計されており、この中で、それは、塔２に供給される前に塔２に行き渡る圧力まで膨張される。例えばタンク又は同等のリザーバの形態の収集装置が、本実施形態では熱交換器３と塔２との間の供給ライン５の領域に配置される。

さらに、記載された装置は、常圧下で作動するように設計された塔で生成された頂部生成物のための凝縮装置を備えることが好ましい。

最後に、本発明の装置は、正圧下での作動用に設計された塔１の底部生成物、及び前記塔へのアセトン／水の混合物の部分流のための供給ライン８と流体連通している熱交換器１０を備えることが好ましい。

以下で図面を参照して本発明をより詳細に説明する。

正圧での作動用に設計された１つの塔１と、常圧で作動するように設計された１つの塔２が一緒に接続された本発明の装置を示す図である。 本発明の装置の実施形態を示す図である。

図１は、正圧での作動用に設計された１つの塔１と、常圧で作動するように設計された１つの塔２が一緒に接続された本発明の装置を示す図である。好ましくは、少なくとも９０重量％、好ましくは９０〜９９．９重量％、より好ましくは９３〜９８重量％、さらに好ましくは９４〜９６重量％のアセトン濃度を有する頂部生成物が、排出ライン４を介して熱交換器３に運ばれ、供給ライン５を介してそこから塔２に導入される。アセトン／水の混合物は、共通の供給ライン９からサブライン７及び８を介して塔１及び２に導入される。同様に、熱交換器３は、塔１の頂部生成物から塔２の底部生成物への廃熱の出力を介する熱交換を可能にするために、循環路６において塔２の底部生成物に接続されている。実質的に純粋なアセトンは、排出ライン１２を介して塔２からの頂部生成物として得られる。本出願の意味において実質的に純粋なアセトンと理解すべきなのは、少なくとも９８重量％、好ましくは少なくとも９８．５重量％、特に９８．５〜９９．９重量％のアセトン含有量を有する生成物が好ましい。分離塔１で生成された底部生成物は、同様に、例えばそれに応じて高温に加熱された蒸気によって底部生成物に追加の熱を供給することができるという点において、熱交換器１０による循環路に組み込まれる。過剰な底部生成物は、排出ライン１１を介して廃水として本発明の装置から除去される。廃水ライン１１はさらに、結果として生じる過剰な底部生成物をパージするために、塔２の底部生成物循環路６にも接続されている。

採用された計算によると、本発明の方法論及び装置は、特定のエネルギー要件を約３５〜４５％大幅に削減することができる。上記の理論的代替案と比較して新たな塔は１つしか必要とされないため、資本支出の総計も同様に大幅に減少し、適用可能な場合、既存の常圧塔を大きな変更なしに統合させることが可能な場合もある。

本発明の装置の一実施形態は、真空下での作動用に設計された第３の塔を提供する。この実施形態では、本発明の装置は、
正圧下で作動されるように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔１と、
常圧下で作動されるように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔２ａと、
真空下で作動されるように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔２ｂと、
アセトン／水の混合物の部分流のための分離塔への供給ライン７ａ、７ｂ、８と、
正圧での作動用に設計された塔１の頂部生成物と、常圧での作動用に設計された塔２ａの底部生成物との間の熱伝達を可能にするために、正圧での作動用に設計された塔１の頂部、及び常圧での作動用に設計された塔２ａの底部と流体連通している少なくとも１つの熱交換器３ａと、
常圧での作動用に設計された塔２ａの頂部生成物と、真空下での作動用に設計された塔２ｂの底部生成物との間の熱伝達を可能にするために、常圧での作動用に設計された塔２ａの頂部、及び真空下での作動用に設計された塔２ｂの底部と流体連通している少なくとも１つの熱交換器３ｂと、
これを介して熱交換器３ａが常圧での作動用に設計された塔２ａの上部に接続される、正圧での作動用に設計された塔１の頂部生成物のための供給ライン５と、を備える。

供給ライン５は、有利には、常圧での作動用に設計された塔２ａへのアセトン／水混合物の部分流の供給ライン７ａより上で塔２ａに装着される。

本発明の装置のこの実施形態は、図２に示されている。

本発明のこの実施形態では、さらなる供給ラインを追加して設けることができ、これを介して、アセトン／水の混合物の部分流の供給より下で、常圧で作動される塔２ａの底部生成物を真空下で作動される塔２ｂに導入することができる。この追加機能により、塔２ａの底部生成物においてさらに大きなアセトンの枯渇が可能になる。

１ 正圧での作動用の塔
２、２ａ、２ｂ 常圧での作動用の塔
３、３ａ、３ｂ 熱交換器
４、４ａ、４ｂ 熱交換器への頂部生成物の供給ライン
５ 塔２での頂部生成物の供給ライン
６、６ａ、６ｂ 底部生成物の循環路
７、７ａ、７ｂ 塔２への部分流の供給ライン
８ 塔１への部分流の供給ライン
９ アセトン／水の混合物の主要なライン
１０ 熱交換器
１１ 廃水排出ライン
１２ アセトン排出ライン
１３ タンク
１４ａ、１４ｂ 塔２ａ及び塔２ｂでの頂部生成物の供給ライン
１５ 塔１への戻りライン
１６ 凝縮装置
１７ 凝縮装置

Claims (15)

1. 正圧下で作動される少なくとも１つの塔においてアセトン／水の混合物の部分流を濃縮し、アセトン濃度が少なくとも８０重量％の生成物が得られることと、
   常圧下で作動される少なくとも１つの塔において前記アセトン／水の混合物の部分流を濃縮することと、を含み、
   正圧下で作動される前記塔からの頂部生成物は、熱交換器を介して、常圧下で作動される前記塔の底部生成物を加熱するために使用され、前記頂部生成物はその後、前記アセトン／水の混合物の前記部分流の供給より上で、常圧下で作動される前記塔に導入される、アセトン／水の混合物からアセトンを分離するための方法。
2. 正圧下で作動される前記塔は、４．５〜８バールの絶対圧力の範囲内で作動されることを特徴とする、請求項１に記載の方法。
3. 少なくとも９０重量％のアセトン濃度を有する頂部生成物が、正圧下で作動される前記塔内で得られることを特徴とする、請求項１又は請求項２に記載の方法。
4. 正圧下で作動される前記塔から得られた前記底部生成物は、前記塔に導入される前記アセトン／水の混合物を予熱するために使用されることを特徴とする、請求項１〜請求項３のいずれか一項に記載の方法。
5. 正圧下で作動される前記塔は、３０〜６０の理論段数を示す、請求項１〜請求項４のいずれか一項に記載の方法。
6. 常圧下で作動される前記塔は、２０〜４０の理論段数を示す、請求項１〜請求項４のいずれか一項に記載の方法。
7. 真空下で作動される少なくとも１つの塔において前記アセトン／水の混合物の部分流を濃縮することをさらに含み、
   常圧下で作動される前記塔からの前記頂部生成物は、熱交換器を介して、真空下で作動される前記塔の前記底部生成物を加熱するために使用されることを特徴とする、請求項１〜請求項６のいずれか一項に記載の方法。
8. 常圧下で作動される前記塔からの前記底部生成物は、前記アセトン／水の混合物の前記部分流の供給より下で、真空で作動される前記塔に導入されることを特徴とする、請求項７に記載の方法。
9. 常圧下で作動される前記少なくとも１つの塔における前記アセトンは、少なくとも９８重量％の濃度に濃縮されることを特徴とする、請求項１〜請求項８のいずれか一項に記載の方法。
10. 常圧下で作動している前記塔は、１〜２の還流比で作動されることを特徴とする、請求項１〜請求項９のいずれか一項に記載の方法。
11. 正圧下で作動するように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔（１）と、
    常圧下で作動するように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔（２）と、
    アセトン／水の混合物の部分流のための前記分離するための塔への供給ライン（７、８）と、
    正圧での作動用に設計された前記塔（１）の前記頂部生成物と常圧での作動用に設計された前記塔（２）の前記底部生成物との間の熱伝達を可能にするために、正圧での作動用に設計された前記塔（１）の頂部、及び常圧での作動用に設計された前記塔（２）の底部と流体連通している少なくとも１つの熱交換器（３）と、
    供給ライン（５）であって、前記供給ライン（５）を介して前記熱交換器（３）が、常圧での作動用に設計された塔（２）の上部に接続されている、正圧での作動用に設計された塔（１）の前記頂部生成物のための供給ライン（５）と、
    を備える、請求項１〜請求項１０のいずれか一項に記載の方法を実現するための装置。
12. 前記供給ライン（５）は、アセトン／水の混合物の部分流のための前記供給ライン（７）より上で、常圧での作動用に設計された前記塔に接続されていることを特徴とする、請求項１１に記載の装置。
13. 常圧下で作動するように設計された前記塔（２）で生成された前記頂部生成物のための凝縮装置を備えることを特徴とする、請求項１１又は請求項１２に記載の装置。
14. 正圧での作動用に設計された前記塔の前記底部生成物と流体連通している熱交換器（１０）と、アセトン／水混合物の前記部分流のための前記塔への前記供給ライン（８）とを備える、請求項１１〜請求項１３の少なくとも一項に記載の装置。
15. 正圧下で作動するように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔（１）と、
    常圧下で作動するように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔（２ａ）と、
    真空下で作動するように設計された、アセトン／水の混合物の部分流を分離するための少なくとも１つの塔（２ｂ）と、
    アセトン／水の混合物の部分流のための前記分離するための塔への供給ライン（７ａ、７ｂ、８）と、
    正圧での作動用に設計された前記塔（１）の前記頂部生成物と、常圧での作動用に設計された前記塔（２ａ）の前記底部生成物との間の熱伝達を可能にするために、正圧下での作動用に設計された前記塔（１）の頂部、及び常圧下での作動用に設計された前記塔（２ａ）の底部と流体連通している少なくとも１つの熱交換器（３ａ）と、
    常圧での作動用に設計された前記塔（２ａ）の前記頂部生成物と、真空下での作動用に設計された塔（２ｂ）の前記底部生成物との間の熱伝達を可能にするために、常圧での作動用に設計された前記塔（２ａ）の頂部と、真空下での作動用に設計された前記塔（２ｂ）の底部と流体連通している少なくとも１つの熱交換器（３ｂ）と、
    供給ライン（５）であって、前記供給ライン（５）を介して前記熱交換器（３ａ）が常圧での作動用に設計された塔（２ａ）の上部に接続されている、正圧での作動用に設計された塔（１）の前記頂部生成物のための供給ライン（５）と、を備えることを特徴とする、請求項１１〜請求項１４のいずれか一項に記載の装置。

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