【発明の詳細な説明】
水性媒質から有機物質を除去する方法
本発明は、有機物質が中に溶解している水性媒質から微量の水不混和性の、揮
発性有機液体を分離する方法に関する。本発明は、さらに、これらの目的を周囲
温度において水性媒質について達成することに関する。本発明は、ことに、地下
水および処理流から微量の有機汚染物質を除去するために有用である。
米国特許第４，７１３，０８９号は、真空下にストリッピングガスとして利用
する水蒸気を現場で発生させることによって、水性媒質から揮発性有機液体を除
去するストリッピング方法を記載している。ストリッピングカラムからのオーバ
ーヘッドの蒸気を圧縮してオーバーヘッドの蒸気の大部分を液化して、水、水不
混和性液状有機物質および多少の非凝縮性成分からなる凝縮物を生成する。有機
物質は凝集して別のデカンテーション可能な有機相を形成する。
この方法の主要な制限は、蒸気体積を圧縮してストリッピングカラムにおいて
ストリッピング効率を維持するために要求される比較的大きいコンプレッサーで
ある。
本発明はいくつかの方法の態様を包含する。水性分散液から微量の成分をスト
リッピングする分野における方法として、本発明は溶解量の１種または２種以上
の水に関して異なる密度を有する水不混和性の有機液体を含有する水性分散液を
１系列の処理条件にほぼ周囲温度において暴露して有機液体および水相に分離す
ることからなる。本発明に従い処理
される水性分散液は、微量の水不混和性の有機液体の真の溶液ならびに、有機溶
質が分散液の中に明確なまたは不連続の相を構成する分散液を包含する。本発明
は水中に溶解した水不混和性液状有機物質を効率よく低いレベルに減少すること
ができる。それは、また、大量の有機相を含有する分散液に適用することができ
る。必要に応じて、それは水および液状有機物質を分離する他の単位操作と組み
合わせてかつ順次に使用される。
分離のために考えられる有機液体は、０〜６０℃の範囲における周囲温度にお
いて液体で存在するものである。有機液体が水から容易に分離するために１より
十分に小さいか、あるいは大きい水に関する密度を有して、水性分散液と区別さ
れる液層を形成するとき、密度は区別される。好ましくは、密度の差（２０℃に
おける比重）は少なくとも約０．０１である。
本発明の実施において、水性分散液上の圧力は水性分散液を周囲温度において
沸騰させ、こうして分散蒸気の流れを生成させるために十分に減少される。蒸発
エネルギーはヒートポンプの熱い側から供給され、ヒートポンプは凝縮する蒸気
からエネルギーを同時に回収する。生ずる蒸気の流れを、有機液体を除去すべき
水性分散液の流れる液体流と向流的に接触させる。向流接触は水平または傾斜す
る多段階接触で容易に達成されるが、便利には本質的に直立する充填カラム中で
実施され、このカラムにおいて蒸気は下方に流れる水性分散液に対して上昇する
。分離すべき有機相が濃縮する、向流の液体蒸気接触ゾーンから流出する蒸気は
、凝縮熱交換器の中に入り、この熱交換器はその冷たい側において冷却流体によ
り周囲温度より低く冷却される。この冷却流体は蒸発性冷媒であ
るか、あるいは蒸発性冷媒により遠隔的に冷却された熱伝達流体であることがで
きる。両方において、冷媒はヒートポンプの冷たい側を通して再循環される。
完全なエネルギーサイクルにおいて、熱は周囲温度より低い凝縮塔の蒸気流出
物から間接的に回収され、そして分散塔底物質との間接的熱交換器により再使用
されて、分散液が周囲温度における沸騰を引き起こすために十分な減圧下に維持
されるとき、ストリッピング蒸気を発生する。
塔の蒸気の大部分が凝縮した後、生ずる液体は３相セパレーターシステムの中
に入り、このセパレーターシステムは有機層および水層をそれらの相対的密度に
より上下に位置する明確な層に分離することができる。水性供給物中に溶解して
いることがある非凝縮性成分、例えば、空気および他の溶解ガスは排出され、濾
過されるか、あるいは適当なガス吸着剤により捕捉される。
沸騰圧力に水性分散液を維持するために必要な真空は、部分的に凝縮する分散
蒸気の結果として、減少したガスの処理量で維持されるので、真空のポンプの大
きさおよび容量はストリッピング蒸気の所定の体積に関して最小とされる。相対
的に、分散供給物の所定の体積について、流体の冷媒が再循環するコンプレッサ
ーは、米国特許第４，７１３，０８９号において使用されている塔蒸気コンブレ
ッサーより非常に小さい体積置換である。
１つの態様において、この方法は、ほぼ垂直の軸を有する、充填真空カラム中
で実施される。１より小さい密度により特徴づけられる溶解有機液体を含有する
水性分散供給物をカラムの上部付近に導入し、これから供給物は重力下に下降し
て沸騰分散卜らの蒸気と接触する。商用気液
接触セラミックサドルを含有する接触ゾーンは、蒸気相が有機含量に富むように
溶解有機物質の理論的蒸気のストリッピングを達成するために十分な長さを有す
る。好ましくは、除去すべき有機物質は１００を超える，好ましくは１，０００
を超える相対的揮発性を有する。このような立体配置において、オーバーヘッド
の蒸気流出物は、管側が蒸発する冷媒により冷却されたシェルおよび管の熱交換
器に入る。オーバーヘッドの凝縮器を出る冷媒の蒸気は引き続いて圧縮され、そ
して分散塔底物質と接触して熱交換器を通過する。圧縮および熱の除去は冷媒の
蒸気を凝縮する。圧縮された冷媒が冷却されるとき、熱は沸騰する液状分散塔底
物質に伝達される。この効果は分散蒸気の凝縮および分散塔底物質の加熱への、
それぞれ、ヒートポンプのコールドループおよびホットループの適用である。
好ましい態様において、ヒートポンプのコールドループにおける蒸発性冷媒を
利用して二次熱伝達流体を遠隔的に冷却し、この流体を引き続いてオーバーヘッ
ドの蒸気のための凝縮器および凝縮物のための受容器を通して再循環させて、そ
れらの温度をオーバーヘッドの凝縮器にまたはそれより低く維持する。この態様
の変形において、再循環する冷たい熱伝達流体のそれ以上の適用点を非凝縮物の
ベントに設ける。
ストリッピング蒸気／液体の接触ゾーンにおいて、蒸気相中の有機物質の濃度
は水性媒質中の有機物質の溶解度の限界より上の濃度に上昇し、こうして凝縮し
たオーバーヘッドが液体受容手段の中に集められるとき、有機物質はそれらの相
対的揮発性に従い水性層の上または下の明確な液層として分離が容易であるよう
に凝集する。結局、層が形成するとき重なった層を連続的にデカンテーションし
、そして液状下層を抜き出すこ
とによってデカンテーション排出せきより低い適当なレベルに下に横たわる水性
層を維持することによって、分離は達成される。
デカンテーションした水性相が平衡にある有機層で飽和されるかぎり、好まし
い実施は水性層をこの工程からストリッピングカラムへ再循環することである。
有機物質は、いったん分離および回収されると、再使用のためにさらに精製す
るか、あるいはそうでなければ、例えば、灰化により廃棄することができる。
記載する方法は、溶解度の限界またはそれより低い濃度で溶解しそして後述す
るように２０℃において少なくとも０．１の水からの密度の差および揮発定数に
より特徴づけられる、水不混和性の、揮発性有機物質および周囲温度において常
態で液体の有機化合物の分離に、効率よく適用可能である。
本発明の方法は、また、有機物質が水中のそれらの溶解度を超える量で存在す
る系に適用することができるが、このような場合において、究極的の目的は溶解
した部分を所望のレベルに減少することである。そのうえ、この系は密度の差の
ある液体を物理的に分離する他の液／液分離法、例えば、遠心分離、デカンテー
ション、乳濁液の破壊、凍結分離などのユニットと直列に使用することができる
。
本発明の方法は、少なくとも１００、好ましくは１，０００より大きい水に関
する揮発定数により特徴づけられる水性媒質からの有機物質のストリッピング、
および回収に適用される。この定数は次の熱力学的方程式により定義される：
ここで、
ａcw＝水（ｗ）に対する汚染物質（ｃ）の相対的揮発性、
Ｋ＝蒸気／液体の分布係数
ｙ＝平衡における蒸気相のモル分率
ｘ＝平衡における液相のモル分率
下の「ｃ」＝汚染物質
下の「Ｗ」＝水
ＹcＷ＝水相中の汚染物質の活性係数
ＹＷw＝水相中の水の活性係数
Ｐo＝純粋な成分の蒸気圧
水に対する汚染物質の相対的揮発性は、汚染物質を水から除去またはストリッ
ピングする容易さの一般的指示である。１より大きい相対的揮発性は、汚染物質
が蒸気相中で濃縮し、したがって液体の本体からストリッピング蒸気の中に優先
的に脱着または分離することを示す。相対的揮発性がより大きくなればなるほど
、汚染物質または汚染物質の混合物をストリッピングできる容易さいっそう大き
くなる。
水に関する汚染する有機相の相対的揮発性は、まず所定の温度における水中の
汚染物質の溶解度を決定することによって計算できる。この溶解度はこの分野に
おいてよく知られている方法、例えば、「曇り点の決定」により決定される。例
えば、２５℃における水中のトルエンの溶解
度は５６６重量ｐｐｍ、すなわち、１１１モルのトルエン／１０6モルの水、ｘc
／ｘwであることが決定された。
相対的揮発性を計算する第２工程は、蒸気相の中に存在する汚染物質／水の比
の決定を包含する。この比は、また、この分野においてよく知られている方法、
例えば、純粋な成分の蒸気圧のデータにより得ることができる。例えば、２５℃
におけるトルエンの蒸気圧は２９．６ｍｍＨｇであると決定されている。２５℃
における水の蒸気圧は２３．８ｍｍＨｇであることが知られているので、比ｙc
／ｙw＝２９．６／２３．８。ｘc／ｘwおよびｙc／ｙwについて得られた値を方
程式１に代入すると、約１１，２０４のトルエンについての相対的揮発性が得ら
れる。同様な計算を水性媒質から温度すべき他の汚染物質について行うことがで
きる。
相対的揮発性を推定する他の方法は利用可能である。参照、Ｐｉｅｒｏｔｔｉ
ら、″Ａｃｔｉｖｉｔｙ Ｃｏｅｆｆｉｃｉｅｎｔｓ ａｎｄ Ｍｏｌｅｃｕｌ
ａｒ Ｓｔｒｕｃｔｕｒｅ″， Ｉｎｄｕｓｔｒｉａｌ ａｎｄ Ｅｎｇｉｎｅ
ｅｒｉｎｇ Ｃｈｅｍｉｓｔｒｙ、．Ｖｏ１．５１、Ｎｏ．１、Ｊａｎ．１９５
９、ｐｐ．９。この論文は有機化合物の水中の活性係数を推定する方法を与える
。
この系から蒸気を排気する任意の手段は分散沸騰を促進するであろう。回転翼
ブースターおよび液体リング真空ポンプにより真空を生成して、その廃棄ガス中
への微量の潤滑剤および凝縮有機物質の導入を回避することができる。
この方法は環境または他の源、例えば、生産法のプロセス水蒸気から得られる
ときの液体の周囲温度またはその付近において実施される。本発明のほとんどの
適用において、分散液の周囲温度およびこうしてプロ
セス温度は０〜６００℃の範囲である。
記載する方法は外部の加熱手段の必要性を排除し、こうしてストリッピング蒸
気を生成するエネルギー源における資本投下を最小とする。熱をオーバーヘッド
の凝縮器から分散塔底物質のためのリボイラーの中へ伝達するためのヒートポン
プシステムを使用し、そして全体のシステムを周囲温度または付近に保持するこ
とによって、環境へのエネルギー損失は最小とされ、そしてある量の分散有機物
質を除去するための全体のエネルギー要件は最小とされる。
本発明の適用により水性媒質から有効に除去される、１より小さい密度を有す
る有機物質は、ガソリン、ベンゼン、トルエン、キシレン、ヘキサン、オクタン
およびエチルベンゼンを包含する。１より大きい密度を有する他のものは塩素化
溶媒、例えば、トリクロロエチレン、トリクロロエタンおよびパークロロエチレ
ンである。ストリッピングすべき汚染物質は、少なくとも１００の、好ましくは
１，０００より多い水に対する揮発定数により特徴づけられる。１，０００より
大きい相対的揮発性を有する炭化水素および溶媒の例は、ベンゼン（９８６０）
、ｏ−キシレン（８０５０）、エチルベンゼン（１３，１９４）、およびトリク
ロロエチレン（７７３８）を包含する。
第１図は、ストリッパーのボトムおよびオーバーヘッドへのヒートポンブのホ
ットループおよびコールドループの直接適用を示す本発明の概略的図解である。
第２図は、ヒートポンプのコールドループ中の蒸発冷却することによって間接的
に冷却された中間の熱伝達流体を使用するヒートポンプの冷たい側から多点間接
冷却、およびヒートポンプのホットループ中のストリッピングカラムの外側のボ
トムの加熱を有する本発明
の概略的図解である。第３図は、軽い液相および重い液相の重力分離について３
相セパレーターを描写する。第４図は、塔圧力の関数として所定の有機液体につ
いての分離効率についてのデータの表示である。
添付図面の第１図を参照すると、溶解しそして高度に分散した有機物質のため
の描写されたヒートポンプのストリッピングシステムはストリッパーカラム１０
を包含する。塔のボトム４をもつカラムが描写されている。塔のボトム４はコン
トロール５ａによりコントロールされ、コントロール５ａは空気（空気圧）接続
５ｂにより排出弁５ｃを空気圧で活性化する。カラム１０は商用セラミックパッ
キン１０ａが充填されている。その高さは既知の工業的原理により決定されるよ
うに所望の分離の程度を達成するために十分である。除去すべき揮発性物質、溶
解した、水不混和性有機物質を含有する地下水を、供給ライン６を通してストリ
ッパーカラム１０の上部またはその付近において導入する。カラム１０内の圧力
は真空ポンプ１５ａにより減少される。オーバーヘッド冷却および収集システム
を通る圧力は、圧カコントロール１５ｇと接続して作動するオーバーヘッド非凝
縮物ライン１５ｄの中の圧カコントロール弁１５ｂによりコントロールされる。
十分な容量の蒸気真空ポンプは、凝縮しないオーバーヘッドの蒸気を排出し、そ
して塔のボトム４中の周囲温度で沸騰する液状塔底物質を保持するカラム１０内
で所望の減圧を維持するために使用する。望ましくはこの能力は、水性分散液を
ほぼ周囲温度に必要であることがあるように、約１０ｍｍＨｇ以下、好ましくは
５ｍｍＨｇ以下に減少しかつそれを維持するために十分である。
カラム１０から発生する蒸気はオーバーヘッドのライン７を通してシェルおよ
び管の熱交換器１１の中に入り、この熱交換器１１はライン９中
の冷媒により管側で冷却される。熱交換器１１からの凝縮物は真空ライン１２ａ
を通してノックアウトポット１４に入る。
ノックアウトポット１４はオーバーヘッドの真空ライン１２ａの中に介在して
、最小の連行される液状凝縮物とともに非凝縮性オーバーヘッドを分離する。非
凝縮物は真空ポンプ１５ａを通して排出１５ｃにおいて排出される。凝縮物は液
体ポンプ１３によりノックアウトポット１４からライン１２ｂを通してオーバー
ヘッド受容器１６にポンピングされ、この受容器１６において有機相および液相
は凝集し、そして有機物質１７ａおよび水性分散液１８ａの明確な層に分離し、
これらは、それぞれ、有機物質排出ライン１７ｂおよび水性分散液排出ライン１
８ｂを通して間欠的に抜き出される。必要に応じて、凝縮した水性分散液１８ａ
はライン１８ｃを通してポンプ１９によりカラム１０へ再循環される。
冷媒ループにおいて、冷却流体は蒸気コンブレッサー８中で圧縮により液化さ
れ、そしてホットコイル交換器２２の中に入り、ここでそれはポンプ２４により
ライン２３ａおよび２３ｂを通して再循環される塔のボトム４から塔底物質と間
接熱交換される。凝縮した液状冷媒は膨張弁３０を通してシェルおよび管の熱交
換器１１に入り、ここで凝縮した冷媒は膨張して、すなわち、蒸発して、カラム
１０からの凝縮するオーバーヘッドの蒸気を間接的に冷却する。
前述のシステムにおいて、十分な濃度において、水中の水不混和性相を形成す
る、１より小さい密度におり特徴づけられる水不混和性、懸濁または溶解した液
状有機物質を微量で含有する水性系を、周囲温度においてカラム１０の上部に供
給物として導入する。このような供給物はガソリンで汚染された地下水である。
このような供給物中の有機物質は、
有機相および水性相への容易な分離を促進する、１，０００より大きい水に関す
る揮発性およびこの図解において１より小さい密度により特徴づけられる。カラ
ム内の圧力は真空ポンプ１５ａにより減少したレベルに維持されて、周囲温度に
おいて水性分散液を沸騰させる。塔１０中の蒸気の生成は、ホットコイル２２中
で凝縮する再圧縮された冷媒から吸収される加熱の結果として増強される。スト
リッパーカラム１０からのオーバーヘッドの蒸気は、分散有機相中に濃縮し、オ
ーバーヘッドライン７を通してシェルおよび管の熱交換器１１に入り、ここでそ
れらは冷たいライン上で凝縮し、次いで重力によりノックアウトポット１４の中
に流れる。ノックアウトポット１４から、凝縮した液体はオーバーヘッド受容器
１６の中に送られ、これはライン１７ｂを通して排出される上澄み液の有機相１
７ａの凝集およびデカンテーションを促進する。究極的に、有機相は再使用のた
めにさらに処理するか、あるいは灰化により破壊することができる。水性分散塔
底物質１８ａは、ライン１８ｃを通して液体ポンプ１９によりストリッパーカラ
ム１０に再循環させるか、あるいはライン１８ｂを通して排出することができる
。
周囲温度においてまたはほぼ周囲温度においてストリッピングされた塔底物質
の供給および排出のシステムを周囲温度において作動させることによって、環境
へのエネルギー損失の可能性は最小となる。エネルギー入力は、コンプレッサー
８を通す冷媒の再循環および真空ポンプ１５ａにより真空の適用によるシステム
のその沸点における維持に大きく限定される。
好ましい態様において、１００より大きい水に関する揮発性を有する溶解した
揮発性物質または有機物質を含有する水性媒質を効率よくスト
リッピングする方法が提供され、この方法はヒートポンプのコールドループの３
点適用および塔の外側のそのホットループにおける塔のボトムの加熱を包含する
。
このシステムの説明のために、添付図面の第２図を参照すると、コッチ・フレ
キシパック（Ｋｏｃｈ Ｆｌｅｘｉｐａｃｋ）１１パッキン５３を充填したスト
リッピング塔３０が描写されており、このストリッピング塔３０は塔のボトム５
２およびパイプ５６ａおよび５６ｂを通して塔のボトム５２に接続されたボトム
レベルコントローラー５７を有する。ボトムレベルコントローラー５７との空気
接続５７ａは空気作動排出弁５９をコントロールする。ストリッピング塔３０か
らのオーバーヘッドの蒸気は、オーバーヘッドライン５８ａを通してオーバーヘ
ッドのシェル−管凝縮器３１に入る。凝縮したオーバーヘッドは重力により凝縮
物ライン５８ｂを通して受容器３２の中に排出する。受容器３２は冷却ジャケッ
ト３８を有する。凝縮物は受容器３２からライン５８ｃを通して蠕動ポンプ３４
により取り出され、これはライン５８ｄを通して３相セパレーター９０の中に排
出される。３相セパレーター９０は、第３図により詳細に示されており、大気圧
において作動する。ポンプ３４はレベルコントローラー６２により電気的に作動
される。受容器３２において回収される凝縮物の量は、オーバーヘッド凝縮器３
１からの冷却流出物において達成される温度とともに変化する。受容器は真空ラ
イン中に存在するので、液体は非凝縮性オーバーヘッドのライン７０ａを通して
フラッシュし、次いで真空ポンプシステムの中に入る。
真空ライン７０ｂを通して液体リング真空ポンプ７２と直列のブシュ（Ｂｕｓ
ｃｈ）真空ポンプ７１からなる直列の真空ポンプシステムに、
真空ライン７０ａは接続する。リングの冷媒および非凝縮性蒸気の排出物、なら
びに少量の連行水および有機蒸気はライン７３ａを通して進行してシーラントク
ーラー８１に入り、ここで最終の凝縮は大気圧において起こる。クーラー８１は
普通の、シェル−管熱交換器であり、環境からの熱の獲得を最小するために絶縁
されている。液状凝縮物はラィン７３ｂを通して３相セパレーター９０に進行し
、ここで水性相および凝集した有機相は分離される。
第３図を参照すると、３相セパレーターはデカンテーション容器９５およびベ
ント容器１００からなる。水より小さい密度の有機液体を分離するとき、より軽
い上澄み有機相９２はスタンドパイプ９４を通して排出する。より重い水性相９
３はベント容器１００からドレンライン９８を通して排出されるか、あるいは別
にライン９８ａを通して供給ライン５１５１に再循環される。デカンテーション
容器９５はドレンライン９７を通してベント容器に接続され、ドレンライン９７
はデカンテーション容器９５中で維持されるヘッドを釣合わせるために十分な高
さのスタンドパイプ９９を供給する。
必要に応じて、水性相９３の一部分を、第２図に描写するように、液体リング
ライン７８を通して液体リング真空ポンプ７２に戻す。ベント容器１００中で水
性相９３から発生することがある非凝縮性不活性ガスはライン８２ｃを通して排
出される。
ベント容器１００中のオーバーフローダム９９は、大気圧付近において作動す
る、ベント容器１００から重い液状水相を除去する。
第２図を参照すると、オーバーヘッドの凝縮物の流れ５８ｂの流れおよび配置
を要約してたどると、水性媒質は究極的にドレンライン９８に
おいて排出する。有機相の排出は３相セパレーター９０からライン９４において
起こる。供給物流れの中に連行されるか、あるいは溶解した不活性ガスは不活性
ガスロタメーター８４においてこのシステムを出る。必要に応じて、ドレンライ
ン９８からの水性相を塔３０（描写せず）に再循環させる。
ヒートポンプのコールドループおよびホットループの適用を次に記載する。ヒ
ートポンプシステムへのエネルギー入力は水冷コンプレッサー４４において起こ
り、コンプレッサー４４は、それぞれ、ライン６１ａおよび６１ｂを通して冷却
液体を受取りそして排出し、これらのライン６１ａおよび６１ｂは塔底物質を塔
のボトム５２から冷却コンプレッサー４４の冷却コイルへ、そこからはシェルお
よび管の熱交換器から成る熱交換器４２の管側に送出す。塔の塔底物質は熱交換
器４２を通り、そしてライン６１ｃを通して塔のボトム５２へ戻る。コンプレッ
サー４４および熱い熱交換器４２を通る塔底物質の再循環速度は弁４９によりコ
ントロールされ、弁４９は引き続いて冷媒送出ライン４５ｃ中の圧力センサー４
７により作動され、ライン４５ｃを通して液状冷媒は膨張コントロール弁５０を
通して冷たい熱交換器５５に入る。弁５０は蒸発器冷媒ライン４５ｄ中の温度セ
ンサー４２ｂに直接接続されており、蒸発器冷媒ラィン４５ｄは冷たい熱交換器
５５への圧縮された冷媒の供給をコントロールする。冷たい熱交換器５５の冷媒
蒸気ライン４５ｄは吸引ラインアキュムレーター４６に接続し、これから蒸気は
ライン４５ｅを通してコンプレッサー４４の中に抜き出される。コンプレッサー
４４は圧縮された冷媒蒸気をライン４５ａを通して熱い熱交換器４２の中にその
シェル側において排出する。これらの手段により、エネルギーは塔のボ
トム５２から再循環する塔底物質に送出し、こうしてストリッピング塔５０内で
蒸気の発生およびストリッピング速度を増強する。
ヒートポンプシステムのコールドルーブにおいて、冷却効果は間接蒸発器（冷
たい熱交換器５５）中の膨張する、すなわち、蒸気する冷媒から送出されて熱伝
達液を冷却する。冷却された熱伝達液はオーバーヘッドの処理流れ中の３点、す
なわち、オーバーヘッド凝縮器３１、凝縮物受容冷却ジャケット３８およびシー
ラントクーラー８１に循環される。熱伝達液はオーバーヘッド凝縮器３１および
受容器３２に熱伝達液ライン５９ａを通して送出され、ライン５９ａはライン５
９ｅおよび５９ｄの間に分割して、それぞれ、冷媒をオーバーヘッド凝縮器３１
および受容器冷却ジャケット３８に送出す。熱伝達冷媒は受容器冷却ジャケット
３８からライン５９の連続を通してそしてオーバーヘッド凝縮器からライン５９
ｅの連続を通して出る。それらは究極的に再結合されそして絶縁された熱伝達液
受容器３９の中に入り、受容器３９は引き続いて熱伝達液を循環ポンプ４０に供
給し、循環ポンプ４０はライン６０ｂを通して冷たい熱交換器５５のシェル側に
排出する。オーバーヘッドの蒸気の大部分は凝縮器３１中で凝縮し、そこから受
容器３２中で集められ、蠕動ポンブ３４によりライン５８ｃを通してポンピング
される。このポンプからの排出物は３相セパレーター９０に向けられる。
真空はストリッピング塔オーバーへッド凝縮器３１および受容器３２を含む全
体のシステムにおいてライン７０ａを通して維持する。これは油密閉回転羽根真
空ポンプ７１および２段階液体リング真空ポンプ７２により達成され、真空ポン
プ７２は非凝縮物および多少の凝縮性蒸気をライン７３ａを通して本質的に大気
圧においてシーラントクーラー８１
に排出する。シーラントクーラー８１からの蒸気はライン８２ａから出る。水性
相および有機相はライン７３ｂを下って３相セパレーターシステム９０の中に入
る。
第２図および第３図に描写されているシステムは、約５００ｐｐｍの初期濃度
でトルエンを含有する水性分散液の系列を分割するために使用した。トルエン含
有分散液の温度は約１４℃であった。直径４インチおよび１３．５フィートのコ
ッチ・フレキシパック（Ｋｏｃｈ Ｆｌｅｘｉｐａｃｋ）ＩＩ構造の塔パッキン
５３を充填した１９．５フィートの高さであるストリッピング塔５０の中に供給
物を導入した。６フィートの液体分離空間がパッキン５３の上部と塔３０との間
に設けられている。塔のボトム５２中の液体をヒートポンプシステムの熱い熱交
換器５２中で加熱する。特別の廃棄物処理の下水道への底部液体をストリッピン
グしたトルエン分散液の排出により、コントロール弁５９は塔のボトム５２中の
液体のレベルをコントロールした。
真空はブシュ（Ｂｕｓｃｈ）油密閉回転羽根真空ポンプ７１および直列のクロ
ル−レイノルズ（Ｃｒｏｌｌ−Ｒｅｙｎｏｌｄｓ）２段階液体リング真空ポンプ
７２からなる真空ポンプシステムにより維持され、前記真空ポンプ７１および真
空ポンプ７２は一緒になって塔３０のために十分な排気を提供して、容器が空で
あるとき、５ｍｍＨｇより低い内部圧力を達成した。このような真空容量をもつ
ので、ホットコイルは塔３０において水性分散液の急速な沸時を生成した。液体
リングボンプは、未凝縮のオーバーヘッドの蒸気およびそれ自身の水シーラント
をシーラントクーラー８１のシェル側に押しやる。より低い温度で非凝縮物を排
出することによって、非凝縮物についてロタメーター８４を通して大気
へトルエンが損失する可能性が最小となる。
スタンドパイプ９４とともにデカンテーション容器９５からなる３相セパレー
ター９０は、有機物質９２および水性相９３の凝集および分離を可能とするため
に十分な滞留時間を提供する。水性相９３の下層は再循環として液体リング真空
ポンプ７２へ再循環させることができる。
いくつかの試験作動において、約１４℃の一定温度においてほぼ５００ｐｐｍ
のトルエンを含有する供給濃縮物をストリッピング塔３０の中に導入した。塔の
圧力および供給速度を変化させて、いくつかの負荷における分離効率を試験した
。真空は１０〜２５ｍｍのＨｇ絶対の範囲であり、そして実験の供給速度は、そ
れぞれ、８６０〜４００ポンド／時間に維持された。供給物および塔底物質の試
料を実験を通じて取って定常状態の条件を評価した。これらの実験の結果を、塔
底物質の組成／塔圧力の関数として第４図に描写する。明らかなように、１４〜
１７ｍｍＨｇの範囲の塔圧力が達成されるとき、高い除去効率が達成された。Description: METHOD FOR REMOVING ORGANIC MATERIAL FROM AQUEOUS MEDIA The present invention relates to a method for separating trace amounts of water immiscible, volatile organic liquids from an aqueous medium in which the organic material is dissolved. The invention further relates to achieving these objects for aqueous media at ambient temperature. The present invention is particularly useful for removing traces of organic pollutants from groundwater and treated streams. U.S. Pat. No. 4,713,089 describes a stripping method for removing volatile organic liquids from an aqueous medium by in-situ generating steam which serves as a stripping gas under vacuum. The overhead vapor from the stripping column is compressed to liquefy most of the overhead vapor to produce a condensate composed of water, water immiscible liquid organic material and some non-condensable components. The organic material aggregates to form another decantable organic phase. The major limitation of this method is the relatively large compressor required to compress the vapor volume and maintain stripping efficiency in the stripping column. The present invention includes several method aspects. As a method in the field of stripping trace amounts of components from an aqueous dispersion, the present invention relates to an aqueous dispersion containing a water-immiscible organic liquid having different densities with respect to soluble amounts of one or more water. It consists of exposing to a series of processing conditions at about ambient temperature to separate into an organic liquid and an aqueous phase. Aqueous dispersions treated according to the invention include true solutions of trace amounts of water-immiscible organic liquids, as well as dispersions in which the organic solute constitutes a well-defined or discontinuous phase in the dispersion. The present invention can efficiently reduce water-immiscible liquid organic substances dissolved in water to a low level. It can also be applied to dispersions containing large amounts of organic phase. If desired, it is used in combination and sequentially with other unit operations for separating water and liquid organic substances. Organic liquids considered for separation are those which are liquid at ambient temperature in the range 0 to 60 ° C. Densities are distinguished when the organic liquid has a density for water that is sufficiently smaller or larger than 1 for easy separation from water to form a liquid layer that is distinct from the aqueous dispersion. Preferably, the density difference (specific gravity at 20 ° C.) is at least about 0.01. In the practice of the present invention, the pressure on the aqueous dispersion is reduced sufficiently to cause the aqueous dispersion to boil at ambient temperature, thus producing a stream of dispersed vapor. Evaporative energy is supplied from the hot side of the heat pump, which simultaneously recovers energy from the condensing vapor. The resulting vapor stream is contacted countercurrently with the flowing liquid stream of the aqueous dispersion from which the organic liquid is to be removed. Countercurrent contact is easily achieved with horizontal or inclined multi-step contact, but is conveniently carried out in an essentially upright packed column, where vapor rises with respect to the downward flowing aqueous dispersion. . The vapor exiting the countercurrent liquid vapor contact zone where the organic phase to be separated is concentrated enters the condensing heat exchanger, which is cooled below its ambient temperature by the cooling fluid on its cold side. . The cooling fluid can be an evaporative refrigerant or a heat transfer fluid that has been remotely cooled by the evaporative refrigerant. In both, the refrigerant is recirculated through the cold side of the heat pump. In the complete energy cycle, heat is indirectly recovered from the vapor effluent of the condensing column below ambient temperature and reused by the indirect heat exchanger with the bottom material of the dispersion column to bring the dispersion to boiling at ambient temperature. Stripping steam is generated when maintained under a reduced pressure sufficient to cause After the majority of the vapor in the column has condensed, the resulting liquid enters a three-phase separator system that separates the organic and aqueous layers into distinct layers above and below due to their relative densities. You can Non-condensable components that may be dissolved in the aqueous feed, such as air and other dissolved gases, are discharged and filtered or trapped by a suitable gas adsorbent. The vacuum needed to maintain the aqueous dispersion at boiling pressure is maintained at a reduced gas throughput as a result of the partially condensing dispersed vapor, so the vacuum pump size and volume is stripped. Minimized for a given volume of steam. In comparison, for a given volume of dispersed feed, the compressor in which the fluid refrigerant is recirculated has a much smaller volume displacement than the column vapor compressor used in US Pat. No. 4,713,089. In one aspect, the method is carried out in a packed vacuum column having a substantially vertical axis. An aqueous dispersion feed containing dissolved organic liquid characterized by a density of less than 1 is introduced near the top of the column, from which the feed descends under gravity to contact the vapors of the boiling dispersion. The contacting zone containing the commercial gas-liquid contacting ceramic saddle is of sufficient length to achieve theoretical vapor stripping of the dissolved organic material such that the vapor phase is rich in organic content. Preferably, the organic material to be removed has a relative volatility of more than 100, preferably more than 1,000. In such a configuration, the overhead vapor effluent enters the shell and tube heat exchangers cooled by the refrigerant that evaporates on the tube side. The refrigerant vapor exiting the overhead condenser is subsequently compressed and passes through the heat exchanger in contact with the dispersing bottoms material. The compression and removal of heat condenses the vapor of the refrigerant. When the compressed refrigerant is cooled, heat is transferred to the boiling liquid dispersion bottoms. The effect is the application of the cold and hot loops of the heat pump to the condensation of the dispersed vapor and the heating of the bottom material of the dispersion, respectively. In a preferred embodiment, the evaporative refrigerant in the cold loop of the heat pump is utilized to remotely cool the secondary heat transfer fluid, which is subsequently passed through a condenser for overhead vapor and a receiver for condensate. Recycle to maintain their temperature at or below the overhead condenser. In a variation of this embodiment, a further application of recirculating cold heat transfer fluid is provided at the non-condensate vent. In the stripping vapor / liquid contact zone, the concentration of the organic substance in the vapor phase rises above the solubility limit of the organic substance in the aqueous medium, and thus the condensed overhead is collected in the liquid receiving means. Organic materials then aggregate according to their relative volatility as a clear liquid layer above or below the aqueous layer for easy separation. Eventually, separation is achieved by continuously decanting the overlying layers as the layers form, and by keeping the underlying aqueous layer below the decantation drainage by withdrawing the liquid underlayer. It As long as the decanted aqueous phase is saturated with the equilibrated organic layer, the preferred practice is to recycle the aqueous layer from this step to the stripping column. Once separated and recovered, the organic material can be further purified for reuse or otherwise discarded, for example by ashing. The described method dissolves at concentrations at or below the solubility limit and is characterized by a density difference from water and a volatility constant of at least 0.1 at 20 ° C., as described below, a water immiscible, volatilizable. It can be efficiently applied to the separation of organic compounds and organic compounds that are normally liquid at ambient temperature. The method of the invention can also be applied to systems in which the organic substances are present in an amount in excess of their solubility in water, but in such cases the ultimate purpose is to bring the dissolved moieties to the desired level. It is to decrease. Moreover, this system should be used in series with other liquid / liquid separation methods that physically separate liquids of different densities, such as centrifugation, decantation, emulsion breaking, freeze separation, etc. You can The process of the invention is applied to stripping and recovering organic substances from aqueous media characterized by a volatility constant for water of at least 100, preferably greater than 1,000. This constant is defined by the thermodynamic equation: Where a cw = Relative volatility of pollutant (c) with respect to water (w), K = Distribution coefficient of vapor / liquid y = Molar fraction of vapor phase at equilibrium x = Molar fraction of liquid phase at equilibrium "c" below = "W" under pollutants = water Y c W = Activity coefficient of pollutant in water phase YW w = Activity coefficient of water in water phase P o = Vapor pressure of pure constituents The relative volatility of pollutants with respect to water is a general indication of the ease with which pollutants can be removed or stripped from water. A relative volatility of greater than 1 indicates that the contaminant concentrates in the vapor phase and thus preferentially desorbs or separates from the body of liquid into the stripping vapor. The greater the relative volatility, the greater the ease with which a contaminant or mixture of contaminants can be stripped. The relative volatility of the contaminating organic phase with respect to water can be calculated by first determining the solubility of the contaminant in water at a given temperature. This solubility is determined by methods well known in the art, such as "cloud point determination". For example, the solubility of toluene in water at 25 ° C. is 566 ppm by weight, ie 111 mol of toluene / 10 6 Mole of water, x c / X w Was decided to be. The second step in calculating relative volatility involves determining the contaminant / water ratio present in the vapor phase. This ratio can also be obtained by methods well known in the art, eg, vapor pressure data for pure components. For example, the vapor pressure of toluene at 25 ° C has been determined to be 29.6 mmHg. Since the vapor pressure of water at 25 ° C is known to be 23.8 mmHg, the ratio y c / Y w = 29.6 / 23.8. x c / X w And y c / Y w Substituting the values obtained for Eq. 1 into the equation 1 gives a relative volatility for toluene of about 11,204. Similar calculations can be made for other contaminants that should be heated from the aqueous medium. Other methods of estimating relative volatility are available. See Pierotti et al., "Activity Coefficients and Molecular Structure", Industrial and Engineering Erning Chemistry ,. Vo1.51, No. 1, Jan. 1959, pp. 9. This paper provides a method to estimate the activity coefficient of organic compounds in water. Any means of venting steam from this system will promote dispersive boiling. A vacuum can be created by a rotor blade booster and a liquid ring vacuum pump to avoid introducing trace amounts of lubricant and condensed organics into the waste gas. The process is carried out at or near the ambient temperature of the liquid as obtained from the environment or other sources, such as the process steam of the production process. In most applications of the invention, the ambient temperature of the dispersion and thus the process temperature is in the range 0-600 ° C. The method described eliminates the need for external heating means, thus minimizing capital investment in the energy source that produces stripping steam. Energy loss to the environment is minimized by using a heat pump system to transfer heat from the overhead condenser into the reboiler for the dispersed bottoms material and keeping the entire system at or near ambient temperature. And the overall energy requirement to remove some amount of dispersed organic material is minimized. Organic materials having a density less than 1 that are effectively removed from aqueous media by the application of the present invention include gasoline, benzene, toluene, xylene, hexane, octane and ethylbenzene. Others with densities greater than 1 are chlorinated solvents such as trichlorethylene, trichloroethane and perchlorethylene. The contaminant to be stripped is characterized by a volatilization constant for water of at least 100, preferably more than 1,000. Examples of hydrocarbons and solvents having a relative volatility of greater than 1,000 include benzene (9860), o-xylene (8050), ethylbenzene (13,194), and trichlorethylene (7738). FIG. 1 is a schematic illustration of the invention showing the direct application of heat pump hot loops and cold loops to the stripper bottom and overhead. FIG. 2 shows multi-point indirect cooling from the cold side of the heat pump using an intermediate heat transfer fluid that is indirectly cooled by evaporative cooling in the cold loop of the heat pump, and stripping column in the hot loop of the heat pump. 2 is a schematic illustration of the present invention with bottom heating on the outside of the. FIG. 3 depicts a three phase separator for gravity separation of light and heavy liquid phases. FIG. 4 is a representation of data on separation efficiency for a given organic liquid as a function of column pressure. Referring to FIG. 1 of the accompanying drawings, the depicted heat pump stripping system for dissolved and highly dispersed organic material includes a stripper column 10. The column with the bottom 4 of the tower is depicted. The bottom 4 of the tower is controlled by a control 5a, which pneumatically activates a discharge valve 5c by means of an air (pneumatic) connection 5b. The column 10 is filled with a commercial ceramic packing 10a. Its height is sufficient to achieve the desired degree of separation as determined by known industrial principles. Groundwater containing volatile substances to be removed, dissolved, water-immiscible organic substances is introduced through the feed line 6 at or near the top of the stripper column 10. The pressure in the column 10 is reduced by the vacuum pump 15a. The pressure through the overhead cooling and collection system is controlled by the pressure control valve 15b in the overhead non-condensate line 15d which operates in connection with the pressure control 15g. A vapor vacuum pump of sufficient capacity is used to vent the non-condensing overhead vapors and maintain the desired vacuum in the column 10 which holds the liquid bottoms material boiling at ambient temperature in the bottom 4 of the column. To do. Desirably, this capacity is sufficient to reduce and maintain below about 10 mmHg, preferably below 5 mmHg, such that the aqueous dispersion may be required at about ambient temperature. The vapor generated from the column 10 enters the shell and tube heat exchanger 11 through the overhead line 7, and the heat exchanger 11 is cooled on the tube side by the refrigerant in the line 9. Condensate from heat exchanger 11 enters knockout pot 14 through vacuum line 12a. Knockout pot 14 intervenes in overhead vacuum line 12a to separate noncondensable overhead with minimal entrained liquid condensate. Non-condensate is discharged at discharge 15c through vacuum pump 15a. The condensate is pumped by liquid pump 13 from knockout pot 14 through line 12b to overhead receiver 16 where the organic and liquid phases aggregate and form a distinct layer of organic material 17a and aqueous dispersion 18a. Separated, these are intermittently withdrawn through the organic substance discharge line 17b and the aqueous dispersion discharge line 18b, respectively. If necessary, the condensed aqueous dispersion 18a is recycled to the column 10 by the pump 19 through the line 18c. In the refrigerant loop, the cooling fluid is liquefied by compression in the vapor compressor 8 and enters the hot coil exchanger 22, where it is recycled by the pump 24 through lines 23a and 23b from the bottom 4 of the tower. Indirect heat exchange with bottom material. The condensed liquid refrigerant enters shell and tube heat exchanger 11 through expansion valve 30, where the condensed refrigerant expands, ie, evaporates and indirectly cools the condensed overhead vapor from column 10. To do. In the above system, an aqueous system containing traces of water-immiscible, suspended or dissolved liquid organic material characterized by a density of less than 1 forming a water-immiscible phase in water at sufficient concentration. Are introduced as a feed at the top of column 10 at ambient temperature. Such a supply is groundwater contaminated with gasoline. The organic material in such feeds is characterized by a volatility for water of greater than 1,000 and a density of less than 1 in this illustration, which facilitates easy separation into organic and aqueous phases. The pressure in the column is maintained at a reduced level by the vacuum pump 15a, causing the aqueous dispersion to boil at ambient temperature. The production of vapor in column 10 is enhanced as a result of the heating absorbed from the recompressed refrigerant that condenses in hot coil 22. The overhead vapors from stripper column 10 are concentrated in the dispersed organic phase and enter shell and tube heat exchanger 11 through overhead line 7 where they condense on the cold line and then by gravity knockout pot 14 Flowing in. From the knockout pot 14, the condensed liquid is sent into an overhead receiver 16, which promotes the agglomeration and decantation of the organic phase 17a of the supernatant liquid discharged through line 17b. Ultimately, the organic phase can be further processed for reuse or destroyed by ashing. The aqueous dispersion bottoms 18a can be recycled to the stripper column 10 by a liquid pump 19 through line 18c or discharged through line 18b. By operating the stripped bottoms feed and discharge system at or near ambient temperature at ambient temperature, the potential for energy loss to the environment is minimized. The energy input is largely limited to the recirculation of refrigerant through the compressor 8 and the maintenance of the system at its boiling point by the application of a vacuum by means of the vacuum pump 15a. In a preferred embodiment, there is provided a method for efficiently stripping an aqueous medium containing dissolved volatiles or organics with a water volatility of greater than 100, the method comprising a cold pump three-point application and a tower. Heating the bottom of the tower in its hot loop outside For purposes of illustration of this system, referring to FIG. 2 of the accompanying drawings, a stripping column 30 is depicted filled with Koch Flexipack 11 packing 53, which stripping column 30 is It has a bottom level controller 57 connected to the bottom 52 of the tower through the bottom 52 and pipes 56a and 56b. An air connection 57a with a bottom level controller 57 controls an air operated exhaust valve 59. Overhead vapor from stripping column 30 enters overhead shell-tube condenser 31 through overhead line 58a. The condensed overhead is drained by gravity through condensate line 58b into receiver 32. The receiver 32 has a cooling jacket 38. The condensate is withdrawn from receiver 32 through line 58c by peristaltic pump 34, which is discharged through line 58d into three-phase separator 90. The three-phase separator 90 is shown in more detail in Figure 3 and operates at atmospheric pressure. The pump 34 is electrically operated by the level controller 62. The amount of condensate recovered in receiver 32 varies with the temperature achieved in the cooling effluent from overhead condenser 31. Since the receiver is in the vacuum line, the liquid flushes through the non-condensable overhead line 70a and then into the vacuum pump system. The vacuum line 70a is connected to a series vacuum pump system consisting of a Busch vacuum pump 71 in series with a liquid ring vacuum pump 72 through the vacuum line 70b. Ring refrigerant and non-condensable vapor emissions, as well as small amounts of entrained water and organic vapors, travel through line 73a into sealant cooler 81, where final condensation occurs at atmospheric pressure. The cooler 81 is a conventional shell-tube heat exchanger, which is insulated to minimize the acquisition of heat from the environment. The liquid condensate travels through line 73b to a three-phase separator 90 where the aqueous phase and the agglomerated organic phase are separated. Referring to FIG. 3, the three-phase separator comprises a decantation container 95 and a vent container 100. The lighter supernatant organic phase 92 is discharged through a standpipe 94 when separating an organic liquid of lesser density than water. The heavier aqueous phase 93 is discharged from the vent vessel 100 through drain line 98 or otherwise recycled to line 5151 through line 98a. The decantation vessel 95 is connected to the vent vessel through a drain line 97, which provides a standpipe 99 of sufficient height to balance the head maintained in the decantation vessel 95. If desired, a portion of aqueous phase 93 is returned to liquid ring vacuum pump 72 through liquid ring line 78, as depicted in FIG. Non-condensable inert gas that may be evolved from aqueous phase 93 in vent vessel 100 is vented through line 82c. The overflow dam 99 in the vent container 100 removes the heavy liquid aqueous phase from the vent container 100, which operates near atmospheric pressure. Referring to FIG. 2, summarizing the flow and placement of overhead condensate stream 58b, the aqueous medium ultimately exits at drain line 98. Evacuation of the organic phase occurs in line 94 from the three phase separator 90. Inert gas entrained or dissolved in the feed stream exits the system at an inert gas rotameter 84. If desired, the aqueous phase from drain line 98 is recycled to column 30 (not depicted). The application of heat pump cold and hot loops is described below. Energy input to the heat pump system occurs in a water-cooled compressor 44, which receives and discharges cooling liquid through lines 61a and 61b, respectively, which lines 61a and 61b cool the bottoms material from the bottom 52 of the tower to the cooling compressor. It is delivered to the cooling coil of 44 and from there to the tube side of a heat exchanger 42 which consists of shell and tube heat exchangers. Column bottoms material passes through heat exchanger 42 and returns to column bottom 52 through line 61c. The recirculation rate of bottoms material through compressor 44 and hot heat exchanger 42 is controlled by valve 49, which is subsequently actuated by pressure sensor 47 in refrigerant delivery line 45c, which causes liquid refrigerant to expand through line 45c. Enter the cold heat exchanger 55 through the control valve 50. The valve 50 is directly connected to the temperature sensor 42b in the evaporator refrigerant line 45d, and the evaporator refrigerant line 45d controls the supply of compressed refrigerant to the cold heat exchanger 55. The refrigerant vapor line 45d of the cold heat exchanger 55 is connected to a suction line accumulator 46, from which vapor is withdrawn into the compressor 44 via line 45e. Compressor 44 discharges the compressed refrigerant vapor through line 45a into hot heat exchanger 42 on its shell side. By these means, energy is delivered from the bottom 52 of the column to the recirculating bottoms material, thus enhancing vapor generation and stripping rate within the stripping column 50. In the cold drove of the heat pump system, the cooling effect is delivered from the expanding or vaporizing refrigerant in the indirect evaporator (cold heat exchanger 55) to cool the heat transfer liquid. The cooled heat transfer liquid is circulated to three points in the overhead process stream: overhead condenser 31, condensate receiving cooling jacket 38 and sealant cooler 81. The heat transfer liquid is delivered to the overhead condenser 31 and the receiver 32 through the heat transfer liquid line 59a, which divides the line 59a between lines 59e and 59d to respectively direct the refrigerant to the overhead condenser 31 and the receiver cooling jacket. 38. The heat transfer refrigerant exits the receiver cooling jacket 38 through a series of lines 59 and from the overhead condenser through a series of lines 59e. They finally enter into the recombined and insulated heat transfer liquid receiver 39, which in turn supplies heat transfer liquid to the circulation pump 40, which in turn cools the heat through line 60b. Discharge to the shell side of the container 55. Most of the overhead vapor condenses in condenser 31, from where it is collected in receiver 32 and pumped by peristaltic pump 34 through line 58c. The effluent from this pump is directed to a three-phase separator 90. Vacuum is maintained through line 70a in the overall system including stripping tower overhead condenser 31 and receiver 32. This is accomplished by an oil-sealed rotary vane vacuum pump 71 and a two-stage liquid ring vacuum pump 72, which discharges non-condensate and some condensable vapors through line 73a to sealant cooler 81 at essentially atmospheric pressure. . Steam from sealant cooler 81 exits line 82a. The aqueous and organic phases pass down line 73b into the three-phase separator system 90. The system depicted in Figures 2 and 3 was used to split a series of aqueous dispersions containing toluene at an initial concentration of about 500 ppm. The temperature of the toluene-containing dispersion was about 14 ° C. The feed was introduced into a stripping column 50, 19.5 feet high, packed with column packing 53 of 4 inch diameter and 13.5 feet Koch Flexipack II structure. A 6 foot liquid separation space is provided between the top of packing 53 and tower 30. The liquid in the bottom 52 of the column is heated in the hot heat exchanger 52 of the heat pump system. The control valve 59 controlled the level of liquid in the bottom 52 of the column by draining the bottom liquid stripped toluene dispersion into the sewer of a special waste treatment. The vacuum is maintained by a vacuum pump system consisting of a Busch oil-sealed rotary vane vacuum pump 71 and a Croll-Reynolds two-stage liquid ring vacuum pump 72, said vacuum pump 71 and vacuum pump 72 together. To provide sufficient exhaust for the column 30 to achieve an internal pressure of less than 5 mm Hg when the vessel was empty. Having such a vacuum capacity, the hot coil produced a rapid boiling of the aqueous dispersion in column 30. The liquid ring pump pushes uncondensed overhead vapor and its own water sealant to the shell side of the sealant cooler 81. By discharging the non-condensate at a lower temperature, the possibility of toluene loss to the atmosphere through the rotameter 84 for the non-condensate is minimized. The three-phase separator 90, consisting of a decantation vessel 95 with a stand pipe 94, provides sufficient residence time to allow the aggregation and separation of organic material 92 and aqueous phase 93. The lower layer of the aqueous phase 93 can be recycled to the liquid ring vacuum pump 72 for recycling. In some test runs, a feed concentrate containing approximately 500 ppm toluene at a constant temperature of about 14 ° C. was introduced into stripping column 30. The column pressure and feed rate were varied to test the separation efficiency at several loads. The vacuum ranged from 10 to 25 mm Hg absolute and the feed rates for the experiments were maintained at 860-400 lbs / hr, respectively. Samples of feed and bottoms material were taken throughout the experiment to assess steady state conditions. The results of these experiments are depicted in FIG. 4 as a function of bottoms material composition / column pressure. As is apparent, high removal efficiencies were achieved when column pressures in the range of 14-17 mm Hg were achieved.
【手続補正書】特許法第１８４条の８
【提出日】１９９４年１２月２日
【補正内容】
請求の範囲
１．（ａ）周囲温度において制限容器内の水性分散液上の圧力を沸騰を引き起
こすために十分に減少し、
（ｂ）前記沸騰する分散液からの蒸気を水性分散液の入る供給流と向流で接触
させ、接触ゾーンは蒸気の有機含量を相対的に濃縮するために十分な長さを有し
、
（ｃ）工程（ｂ）からの接触ゾーンから流出する蒸気を直接または間接的に冷
却された凝縮熱交換器においてヒートポンプのコールドループ中の蒸発性冷媒で
周囲温度より低く冷却し、
（ｄ）水性分散液をヒートポンプのホットループ中の圧縮された蒸発性冷媒で
加熱して分散沸騰を増強し、
（ｅ）分散蒸気の凝縮物を集め、
（ｆ）凝縮物の水性相および有機相を凝集させ、
（ｇ）工程（ｆ）において形成した不混和性有機相および水性相を分離して有
機液体を回収する、
ことからなる、主として水性分散液の中に溶解微量物質として存在する、水不混
和性の、揮発性有機液体を分離する方法。
２．工程（ｇ）において回収された水性相を工程（ａ）における制限容器に再
循環させる追加の工程を含む請求の範囲１の方法。
３．工程（ｂ）における接触を充填ストリッピングカラム中で向流で実施する
請求の範囲１の方法。
４．ストリッピングカラムの塔底物質を工程（ｄ）におけるホットループによ
り加熱する請求の範囲３の方法。
５．制限容器から流出する蒸気の冷却を熱伝達流体でヒートポンプの
コールドループにより間接的に冷却された再循環する熱伝達液により達成し、そ
して水性分散塔底物質の加熱をヒートポンプのホットループとの間接的熱交換に
より達成する請求の範囲１の方法。
６．熱伝達液を第１熱交換器において適用してオーバーヘッドの蒸気の初期の
凝縮を達成し、そして不混和性凝縮物のための受容器において適用して真空シス
テムを横切るフラッシュを減少する請求の範囲５の方法。
７．熱伝達液を適用して大気圧において真空ポンプから流出する蒸気を冷却す
る請求の範囲６の方法。
８．供給分散液のほぼ周囲温度において実施する請求の範囲１の方法。
９．水不混和性の有機物質が少なくとも１０００の水に対する相対的揮発性を
有し、そして２０℃において水と密度が０．０１だけ異なっている請求の範囲１
の方法。
１０．水性分散液を沸騰させるために十分に高い真空下に水性分散液から少な
くとも１００の水に対する相対的揮発性を有する水性媒質から溶解した水不混和
性の有機物質を水蒸気ストリッピングすることからなる方法において、オーバー
ヘッドを冷却により凝縮し、そして沸騰する分散液からの水蒸気をヒートポンプ
のコールドループの直接または間接的適用により凝縮し、そして水性媒質をヒー
トポンプのホットループにより加熱することからなる改良。 １１．水不混和性
の有機物質が少なくとも１０００の水に対する相対吋揮発性を有し、そして全体
の方法をほぼ周囲温度において実施する請求の範囲１０の方法。[Procedure Amendment] Patent Act Article 184-8
[Submission date] December 2, 1994
[Correction content]
The scope of the claims
1. (A) At ambient temperature, the pressure on the aqueous dispersion in the limiting vessel causes boiling.
Reduced enough to rub,
(B) Contacting the vapor from the boiling dispersion with the feed stream containing the aqueous dispersion in countercurrent
And the contact zone is of sufficient length to relatively concentrate the organic content of the vapor.
,
(C) Directly or indirectly cooling the steam exiting the contact zone from step (b).
Evaporative refrigerant in the cold loop of the heat pump in the rejected condensation heat exchanger
Cool below ambient temperature,
(D) Aqueous dispersion with compressed evaporative refrigerant in hot loop of heat pump
Heating to enhance dispersion boiling,
(E) collecting the condensate of the dispersed vapor,
(F) flocculating the aqueous and organic phases of the condensate,
(G) The immiscible organic phase and aqueous phase formed in step (f) are separated and
Collect machine liquid,
Water-immiscible, which mainly consists of dissolved trace substances in the aqueous dispersion.
A method of separating volatile organic liquids that is compatible.
2. The aqueous phase recovered in step (g) is recycled to the restriction vessel in step (a).
The method of claim 1 including the additional step of circulating.
3. The contact in step (b) is carried out countercurrent in a packed stripping column.
The method of claim 1.
4. The bottom material of the stripping column was passed through the hot loop in step (d).
The method according to claim 3, wherein the heating is performed by reheating.
5. A heat transfer fluid is used to cool the steam flowing out of the restriction container.
Achieved by a recirculating heat transfer liquid that is indirectly cooled by a cold loop,
The heating of the bottom material of the aqueous dispersion to indirect heat exchange with the hot loop of the heat pump.
The method of claim 1 which is more achieved.
6. The heat transfer liquid is applied in the first heat exchanger to remove the initial vapor of overhead steam.
Achieve condensation and apply in the receiver for immiscible condensate to apply vacuum
The method of claim 5 for reducing flash across the system.
7. Applying a heat transfer liquid to cool the vapor exiting the vacuum pump at atmospheric pressure
The method of claim 6 according to claim 6.
8. The method of claim 1 carried out at about ambient temperature of the feed dispersion.
9. Water-immiscible organic matter has a relative volatility of at least 1000 water.
Claim 1 having a density different from water by 0.01 at 20 ° C.
the method of.
10. A small amount from the aqueous dispersion under a high enough vacuum to boil the aqueous dispersion.
Water immiscible dissolved from an aqueous medium having a relative volatility to at least 100 water
In a method consisting of steam stripping a volatile organic material,
Heat pump to condense the head by cooling and steam from the boiling dispersion
Condensation by direct or indirect application of a cold loop of
An improvement consisting of heating with a hot pump hot loop. 11. Water immiscibility
Organic matter has a relative volatility to water of at least 1000, and overall
11. The method of claim 10 wherein the method is performed at about ambient temperature.