WO2006112187A1 - 有機化合物の断熱冷却式晶析方法及び装置 - Google Patents

有機化合物の断熱冷却式晶析方法及び装置 Download PDF

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WO2006112187A1
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crystallization
tank
organic compound
refrigerant
crystal
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PCT/JP2006/304331
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Inventor
Keizo Takegami
Koji Miwa
Kiwamu Ishii
Junji Wakayama
Original Assignee
Tsukishima Kikai Co., Ltd.
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Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07B—GENERAL METHODS OF ORGANIC CHEMISTRY; APPARATUS THEREFOR
    • C07B63/00—Purification; Separation; Stabilisation; Use of additives
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D9/00—Crystallisation
    • B01D9/0018—Evaporation of components of the mixture to be separated
    • B01D9/0022—Evaporation of components of the mixture to be separated by reducing pressure

Definitions

  • the present invention relates to an adiabatic cooling crystallization method and apparatus for organic compounds.
  • the present invention relates to a method and apparatus suitable for obtaining paraxylene crystals.
  • the present inventor considered mixed xylene (m-xylene + o-xylene + ethylbenzene + p-xylene system), which is a raw material in typical p-xylene production in petrochemical industrial processes, and after isomerization reaction. It is effective to perform crystallization operation using propane (or propylene, ethylene, carbon dioxide, ammonia, etc.) as a refrigerant in eutectic multi-component systems such as mixed xylene (m xylene + o xylene + p xylene). I found out that there was.
  • the P-xylene in the eutectic multicomponent system is cooled to about -30 ° C to -60 ° C.
  • the crystallization tank is equipped with a cooling chamfering mechanism, and the refrigerant from the jacket is compressed with a compressor and condensed, for example, under a high pressure of 20 atm.
  • a circulating refrigerant system is required.
  • the crystallization tank which only increases the power cost of the compressor, must be equipped with a cooling surface scraping mechanism that requires complicated and frequent maintenance. Bulky.
  • Patent Document 1 a form using a heat pump is also conceivable. It is difficult to say that the system does not necessarily meet the cost of the equipment.
  • Patent Document 1 Japanese Patent Laid-Open No. 4 327542
  • a main object of the present invention is to provide an adiabatic cooling type crystallization method and apparatus for an organic compound capable of reducing operating costs (including maintenance costs) and equipment costs.
  • Another object is to provide a method and apparatus suitable for crystallization of p-xylene.
  • the present invention that has solved the above problems is as follows.
  • the evaporation vapor is pressurized by the compressor above the operating pressure of the crystallization tank and led to the absorption condenser.
  • the absorption condenser is cooled and condensed while contacting the mixed solution of the organic compound and the pressurized evaporation vapor,
  • the required amount of the refrigerant is adiabatic cooled and evaporated in advance, and the evaporation vapor in the evaporator is stored in the crystallization tank by the compressor. Pressurize above the operating pressure and lead to the absorption condenser together with the evaporation vapor from the crystal tank.
  • the heat of crystallization is substantially taken away by the evaporation of only the refrigerant liquid component, and the crystal Precipitates.
  • the vaporizer is pressurized by the compressor to a pressure higher than the operating pressure of the crystallization tank and led to an absorption condenser for condensation.
  • Evaporation chamber is crystallized by compressor The reason why the pressure exceeds the operating pressure is to secure a temperature difference for condensation by pressurization with a compressor as in a general refrigeration cycle.
  • the absorption condenser comes into contact with a mixed solution of organic compounds having a low vapor pressure, so that the boiling point rises and the temperature at which absorption and condensation can be increased. Therefore, it is sufficient that the degree of pressurization required is small and the external input energy necessary for condensation is small.
  • the condensate in the absorption condenser can be continuously crystallized by introducing it into the crystallization tank.
  • propane is used as the refrigerant
  • the crystallization tank is at normal pressure, for example, and the absorption condenser is, for example, about 8 atm due to pressurization by a compressor.
  • the crystal slurry produced in the crystallization tank is extracted and separated into a crystal component and a mother liquor by solid-liquid separation means, and the crystal component is purified as it is by a purification means if necessary to be commercialized.
  • a crystallization operation can be performed without using a crystallization tank as a pressure vessel.
  • the compressor and the absorption condenser are the minimum, it is necessary to use an expensive heat pump equipment configuration as in the prior art. It is economical.
  • the required amount of the refrigerant is adiabatically cooled and evaporated in advance, and the evaporation vapor in the evaporator is compressed.
  • the pressure is higher than the operating pressure of the crystal tank by the machine, and is led to the absorption condenser together with the evaporation vapor of the crystal tank.
  • the absorption condensate pressurized by the compressor is led to the crystallization tank. Therefore, if the condensate in this absorption condenser is introduced directly into the crystallization tank, when it is introduced into the crystallization tank, crystallization immediately occurs simultaneously with intense foaming due to a large pressure drop, making it difficult to obtain large crystals. In the crystallization separation process, the size of the produced crystal grains has great advantages in producing high purity of the final product.
  • Rapid mixing with the mother liquor is desirable to obtain large crystals. Therefore, before conducting the condensate to the crystal tank, it is necessary to carry out the adiabatic cooling and evaporation operation of the required amount of the refrigerant in the evaporator in advance to obtain the above obstruction factor (pressure difference) desired for obtaining large crystals. Temperature difference, refrigerant concentration difference) can be eliminated.
  • This method is a technique that should be called prior (adiabatic self) evaporation (pre-flash).
  • the adiabatic can cools and evaporates the refrigerant in advance, so that the evaporation load in the crystallization tank can be reduced, the equipment can be designed compactly, and the equipment cost can be reduced.
  • it has the function of buffering pressure fluctuations due to rapid evaporation in the crystal can, thus facilitating control of the system.
  • a mixed solution of organic compounds is supplied to make contact with the pressure evaporation vapor, and the crystal slurry extracted from the crystallization tank is subjected to solid-liquid separation, and the separated mother liquor is separated from the absorption condenser. By returning to, contact with the pressure evaporation vapor can be achieved.
  • Which form is adopted can be selected according to the type of the target organic compound, the concentration of the target organic compound in the mixed solution, the operating conditions, and the like.
  • there are no limitations on the equipment and processes for solid-liquid separation and examples include a centrifugal separator, a filter, a melt purification tower, a piston type or screw type washing tower, and the like.
  • the crystallization point decreases and the vapor pressure also decreases.
  • the vapor pressure decreases due to the partial pressure. Therefore, there is a maximum point of vapor pressure. If the refrigerant concentration in the absorption condensate is 1 to 70%, operation near the maximum vapor pressure is possible.
  • the crystal slurry generated by this operation is a means for extracting the crystallization tank force, a compressor that pressurizes the evaporation vapor in the crystallization tank to a pressure higher than the operation pressure of the crystallization tank, and leads to an absorption condenser;
  • An evaporator that is installed between the absorption condenser and the crystallization tank and performs adiabatic cooling and evaporation operation of the required amount of the refrigerant in advance;
  • cooling can be performed without installing an apparatus for scoring crystals precipitated on the cooling surface, which is inevitable in the cooling crystallization facility,
  • the required amount of utility energy for cooling (freezing) can be reduced, thereby reducing operating costs and equipment costs.
  • it is suitable for crystallization of p-xylene.
  • adiabatic cooling and evaporation operation of a required amount of refrigerant is performed in advance, and the evaporation vapor in the evaporator is compressed by a compressor. Pressurize to a pressure higher than the operating pressure and guide it to the absorption condenser together with the evaporation vapor of the crystallization tank. As a result, the evaporation load in the crystal tank can be reduced and a large crystal can be obtained.
  • FIG. 1 shows a basic embodiment, and includes an absorption condenser 10, a crystal tank 20, a compressor 30, and a solid-liquid separation means 40.
  • a mixed solution 1 of a target organic compound containing a refrigerant (a target liquid for crystallization operation, for example, a liquid of a eutectic multicomponent mixture containing p-xylene and its isomer) is introduced to the absorption condenser 10.
  • a target liquid for crystallization operation for example, a liquid of a eutectic multicomponent mixture containing p-xylene and its isomer
  • the refrigerant vapor for example, propane
  • propane is absorbed and condensed to form a homogeneous refrigerant mixture.
  • the homogeneous refrigerant mixture from the absorption condenser 10 is led to the evaporator 50 through the pipe 61A.
  • the In this evaporator 50 adiabatic cooling and evaporation of a required amount of refrigerant are performed in advance.
  • the refrigerant mixture from the evaporator 50 is introduced into the crystallization tank 20 through the pipe 61, and the refrigerant is subjected to adiabatic cooling and evaporation operations on the condensate containing the refrigerant in the crystallization tank 20.
  • the crystal slurry generated by this operation is extracted from the crystallization tank 20 by a pump 62, and is separated by a solid-liquid separation means 40 such as a centrifugal separator or a liquid cyclone.
  • the evaporation vapor in the crystallization tank 20 is passed through the pipe 63, pressurized by the compressor 30 to a pressure higher than the operating pressure of the crystallization tank 20, and led to the absorption condenser 10.
  • the evaporation vapor in the evaporator 50 is also pressurized to a pressure higher than the operating pressure of the crystallization tank 20 by the compressor 30 and led to the absorption condenser 10.
  • the cooling medium 2 for example, cooling water in the cooling tower, It is cooled by the cold heat of the refrigerator (such as brine in the refrigerator) for absorption condensation, and this absorption condensate is led to the crystallization tank 20 through a vaporizer 50.
  • the compressor (pressurizer) 30 is used to pressurize the evaporation vapor by absorbing the crystallization tank 20 and resorbing the refrigerant at a temperature much higher than the operating temperature of the crystallization tank 20.
  • the temperature difference from the condenser 10 is secured by pressurizing with a compressor (pressurizer) 30.
  • propane is used as the refrigerant.
  • pressure by the compressor 30, for example, at about 8 atm. is there
  • the absorption condenser 10 has a high boiling point and comes into contact with a solution of an organic compound, so that the boiling point rises and the temperature at which absorption and condensation can be increased. Therefore, a small amount of input energy required for absorption and condensation is sufficient.
  • the crystal slurry produced in the crystallization tank 20 is extracted, and the crystal component flow Cr by the solid-liquid separation means And the mother liquor stream Mo, and the crystal fraction stream Cr is used as it is, and if necessary, purified by purification means and washing means to increase the purity and commercialize as described later.
  • the crystallization operation can be performed without using the crystallization tank 20 as a high pressure resistant container.
  • the crystallization tank 20, the compressor 30, and the absorption condenser 10 are sufficient at the minimum, it is not necessary to have an expensive heat pump equipment configuration as in the prior art. And economical in terms of operating costs.
  • FIG. 2 shows a second embodiment, in which the crystal slurry extracted from the crystallization tank 20 is solid-liquid separated by the solid-liquid separation means 40, and the separated mother liquor stream Mo is absorbed through the pipe 64.
  • Condenser 10 To be returned to.
  • the refrigerant discharged from the system in the state of being dissolved in the filtrate in the solid-liquid separation means 40 can be recovered by the subsequent distillation tower or supplied to the suc- sion part of the compressor 30 as a make-up (see also Fig. 1). reference).
  • the original mixed solution 1 of organic compounds may be supplied directly to the crystallization tank 20.
  • cyclohexane is produced by hydrogenating benzene.
  • Such an operation is continuously performed under the equipment configuration according to the present invention.
  • the benzene crystals and the separated mother liquor are depropanated, mixed with the raw materials, and fed back.
  • the mixed liquid system of benzene and cyclohexane is a eutectic system in the entire concentration range.
  • the pure benzene has a crystallization point of 5.5 ° C and cyclohexane has a crystallization point of 5.7 ° C.
  • the above example is an example in which there is one crystallization tank, but the present invention is also intended for a configuration having a plurality of crystallization tanks.
  • the crystallization slurry in the preceding crystallization tank is guided to the subsequent crystallization tank for further crystallization.
  • the compressor is provided with one pressurizing machine, compared with the case where the compressor is attached to each stage of the crystal tank, and the evaporation vapor from each stage of the crystal tank is guided to the compressor and pressurized.
  • a configuration that leads to absorption condensation attached to the final stage crystal tank is desirable.
  • the evaporator is at least the most It is desirable to install in the first crystal tank. Of course, each evaporator can be attached to each crystal tank.
  • crystallization was performed by the process shown in FIG. 2, and a solid crystallizer 20 (diameter 300 mm x height 1.5 m, slurry hold-up capacity 25 liters) was used as a crystallization tank.
  • the absorption condenser 10 was a horizontal tube type, and a centrifuge 40 was used as a solid-liquid separator.
  • a mixed xylene raw material having a paraxylene concentration of 80 to 90% is supplied to the absorption condenser 10 at a rate of 15 to 25 kgZhr, and from the crystallization tank 20 through the compressor 30 to 0.2 to 0.7 MPa. Condensation was performed at about 30 ° C. with contact mixing with a pressurized steam bar.
  • the obtained condensed liquid is a mixed xylene solution of propane having a propane concentration of 10 to 30%. This is preflashed in a preflash tank (evaporator) 50 under a pressure of 130 to 350 kPa, and the liquid temperature is set to 0. Cooled to ⁇ 15 ° C.
  • the vapor generated by the preflash was pressurized to 0.2 to 0.7 MPa through the compressor 30 and contacted and mixed with the absorbing solution in the absorption condenser 10.
  • the liquid after pre-flushing was led to a crystallization tank 20 operating at -10 to 0 ° C under normal pressure for crystallization.
  • Paraxylene crystal slurry obtained by crystallization was supplied from the crystallization tank 20 to the centrifuge 40. As a result, 4-7 kg / hr xylene crystals could be obtained.
  • the filtrate which is a mixed xylene solution in the pan, was discharged out of the system, and the propane that was discharged out of the system in a state dissolved in the filtrate was supplied to the suction section of the pressurizer as a make-up.
  • the paraxylene concentration in the filtrate was 60-80%.
  • FIG. 1 is a flow sheet of a basic embodiment.
  • FIG. 2 is a flow sheet according to another embodiment.

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Abstract

【課題】運転及び設備費を低減できる有機化合物の断熱冷却式晶析方法及び装置を提供する。 【解決手段】結晶槽２０において冷媒を含む対象の有機化合の混合溶液に対して、冷媒の断熱冷却、蒸発操作を行い、蒸発ベーパーは圧縮機３０により前記結晶槽２０の操作圧力以上に加圧し、吸収凝縮器１０に導き、前記吸収凝縮器１０において、前記有機化合物の溶解液と加圧された前記蒸発ベーパーとを接触させながら冷却して凝縮を図る。この凝縮液を蒸発缶５０を通して最終的に前記結晶槽２０に導く。蒸発缶５０においては、あらかじめ所要量の前記冷媒の断熱冷却、蒸発操作を行い、前記蒸発缶５０における蒸発ベーパーは前記圧縮機３０により前記結晶槽の操作圧力以上に加圧して、前記結晶槽２０からの蒸発ベーパーと共に前記吸収凝縮器１０に導く。

Description

明 細 書
有機化合物の断熱冷却式晶析方法及び装置
技術分野
[0001] 本発明は、有機化合物の断熱冷却式晶析方法及び装置に関する。特に、パラキシ レンの結晶体を得るに適した方法及び装置に係るものである。
背景技術
[0002] ある種の異性体混合物の分離'精製は、混合物を構成する成分の沸点が近接して いるために、蒸留操作では困難である。しかし、分子構造の相違により融点は大きく 相違する場合が多 、ために、晶析操作による分離が有効であることが多 、。
[0003] 共晶 2成分系や共晶多成分系に第 3成分として溶剤 (抽剤、付加剤)を加えた抽出 晶析ゃ付加ィ匕合物晶析があるが、溶剤の回収に難がある。
[0004] その点、冷媒として、液ィ匕ガス成分を使用する場合には、その回収が容易であるの で有効な方法である。
[0005] 本発明者は、石油化学の工業プロセスにおける典型的な p キシレン製造におけ る原料である混合キシレン（m -キシレン + o -キシレン +ェチルベンゼン + p キシ レン系）や異性化反応後の混合キシレン (m キシレン + o キシレン + p キシレン 系）などの共晶多成分系に冷媒として、プロパン (またはプロピレン、エチレン、炭酸 ガス、アンモニアなど)を使用して晶析操作を行うことが有効であることを知見した。
[0006] この場合、ジャケット式晶析槽で晶析操作を行うことも可能ではあるものの、前記の 共晶多成分系における P -キシレンは― 30°C〜― 60°C程度に冷却して晶析する必 要があり、このために、晶析槽を冷却面搔取り機構付きとし、ジャケットからの冷媒をコ ンプレッサーで圧縮し、たとえば 20気圧の高圧下で凝縮させ、これをジャケットに循 環させる冷媒系が必要となる。
[0007] これでは、コンプレッサーの動力費が嵩むだけでなぐ晶析槽を複雑で度々のメン テナンスが必要な冷却面搔取り機構を装備させなければならな 、ので、設備コスト及 びメンテナンスコストが嵩む。
[0008] そこで、ヒートポンプを利用する形態も考えられるが (特許文献 1)、ヒートポンプを構 成する装置コストと必ずしも見合うシステムとは言 ヽ難 、。
特許文献 1：特開平 4 327542号公報
発明の開示
発明が解決しょうとする課題
[0009] したがって、本発明の主たる課題は、運転費 (メンテナンス費も含む)及び設備費を 低減できる有機化合物の断熱冷却式晶析方法及び装置を提供することにある。
[0010] 他の課題は、 p キシレンの晶析に適した方法及び装置を提供することにある。
課題を解決するための手段
[0011] 上記課題を解決した本発明は次記のとおりである。
<請求項 1項記載の発明 >
Figure imgf000004_0001
、て冷媒を含む対象の有機化合物の混合溶液に対して、冷媒の断熱冷 却、蒸発操作を行い、
この操作により生成した結晶スラリーは前記結晶槽力 抜き出し、
蒸発べ一パーは圧縮機により前記結晶槽の操作圧力以上に加圧し、吸収凝縮器 に導き、
前記吸収凝縮器にお!ヽて、前記有機化合物の混合溶液と加圧された前記蒸発べ 一パーとを接触させながら冷却して凝縮を図り、
この凝縮液を最終的に前記結晶槽に導くとともに、
前記凝縮液を前記結晶槽に導く前に設置した蒸発缶において、あらかじめ所要量 の前記冷媒の断熱冷却、蒸発操作を行い、前記蒸発缶における蒸発べ一パーは前 記圧縮機により前記結晶槽の操作圧力以上に加圧して、前記結晶槽からの蒸発べ 一パーと共に前記吸収凝縮器に導ぐ
ことを特徴とする有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[0012] (作用効果）
結晶槽において冷媒を含む対象の有機化合物の混合溶液に対して、冷媒の断熱 冷却、蒸発操作を行うと、実質的には冷媒液成分だけの蒸発に伴い結晶化熱が奪 い取られ、結晶が析出する。蒸発べ一パーは圧縮機により前記結晶槽の操作圧力 以上に加圧し、吸収凝縮器に導き凝縮を図る。蒸発べ一パーを圧縮機により結晶槽 の操作圧力以上に加圧する理由は、一般の冷凍サイクルのように凝縮のための温度 差を圧縮機により加圧により確保するためである。吸収凝縮器においては、蒸気圧が 低い有機化合物の混合溶液と接触するので、沸点上昇が生じ、吸収、凝縮できる温 度が高まる。したがって、必要な加圧の度合いが小さくて足り、凝縮に必要な外部か らの投入エネルギーが小さ 、もので足りる。
[0013] 吸収凝縮器での凝縮液は前記結晶槽に導くことで、連続的に晶析操作が可能であ る。 p—キシレンの晶析を例に採ると、冷媒としてプロパンを使用し、結晶槽では、たと えば常圧であり、吸収凝縮器では圧縮機による加圧によりたとえば 8気圧程度である
[0014] 結晶槽で生成した結晶スラリーは抜き出し、固液分離手段により結晶分と母液とに 分離し、結晶分はそのまま、必要により精製手段により精製し純度を高めて、製品化 する。
[0015] 力かる操作によれば、結晶槽を耐圧容器とすることなく晶析操作が可能である。そ して、最低限には圧縮機と吸収凝縮器とで足りるので、先行技術のような高価なヒー トポンプ設備構成とする必要がな ヽことも相俟って、システム全体及び運転コストの点 で経済的である。
[0016] 他方、本発明では、凝縮液を結晶槽に導く前に設置した蒸発缶において、あらかじ め所要量の前記冷媒の断熱冷却、蒸発操作を行い、蒸発缶における蒸発べ一パー は圧縮機により結晶槽の操作圧力以上に加圧して、結晶槽カ の蒸発べ一パーと共 に吸収凝縮器に導くものである。
[0017] 前述の構成では、圧縮機により加圧された吸収凝縮液が結晶槽に導かれること〖こ なる。そこで、この吸収凝縮器での凝縮液を直接結晶槽へ導くと、結晶槽に導入した 時点で、大きな圧力低下によって激しい発泡と同時に晶析が直ちに生じ、大きな結 晶を得難い。晶析分離プロセスに於いては、製造した結晶粒の大きさが最後の製品 の高純度生成において、大きなメリットを生む。この現象は、吸収凝縮器での凝縮液 の温度と結晶が生じる温度との温度差、吸収凝縮器での凝縮液中の冷媒濃度と結 晶が生じる結晶槽中における冷媒濃度との濃度差も影響していることが知見されて いる。 [0018] 結晶槽中では、結晶槽内全体の結晶を含む母液が、可能な限り均一な過飽和の 状態にあり、下部から上部に良く循環されているのが望ましい。したがって、圧縮機に より加圧された凝縮液が直接、結晶槽に導かれ、直ちに蒸発が起こると供給液だけ が激しく冷却される現象が生じるので、これをできるだけ少なくし、既に結晶槽に内在 する母液と速やかに混合することが大きな結晶を得るために望ましい。そこで、前記 凝縮液を前記結晶槽に導く前に、蒸発缶においてあらかじめ所要量の前記冷媒の 断熱冷却、蒸発操作を行うことが、大きな結晶を得る上で望ましぐ上記の阻害要因（ 圧力差、温度差、冷媒濃度差)を排除できる。この方法は、先行 (断熱自己)蒸発 (プ レフラッシュ）とも言うべき技術である。また、力かる方法によれば、予め蒸発缶におい て、冷媒の断熱冷却、蒸発操作を行うので、結晶槽での蒸発の負荷を減らすことが でき、装置をコンパクトに設計でき、設備費の低減に繋がるとともに、結晶缶内におけ る急激な蒸発による圧力変動を緩衝する作用をもたらし、システムの制御を容易なら しめる機能を果たす。
[0019] <請求項 2項記載の発明 >
前記結晶槽力 抜き出した結晶スラリーを固液分離し、分離された母液を前記吸収 凝縮器に返送する請求項 1記載の有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[0020] (作用効果）
吸収凝縮器では、有機化合物の混合溶液を供給して加圧蒸発べ一パーとの接触 を図るほか、前記結晶槽力 抜き出した結晶スラリーを固液分離し、分離された母液 を前記吸収凝縮器に返送することで、加圧蒸発べ一パーとの接触を図ることができる 。いずれの形態を採るかは、対象の有機化合物の種別や目的の有機化合物の混合 溶液中での濃度、操作条件などにより選択できる。ここで、固液分離のための設備や 工程に限定はないが、たとえば遠心分離機、ろ過機、溶融精製塔、ピストン式ないし はスクリュー式の洗浄塔などを挙げることができる。
[0021] <請求項 3項記載の発明 >
前記結晶槽の操作圧力が、真空または 4気圧以下である請求項 1記載の有機化合 物の断熱冷却式晶析方法。
[0022] (作用効果） 結晶槽の操作圧力 (蒸発圧力）としては、結晶槽などに要求される耐圧性や生成結 晶の分離方法、装置を考えた場合、常圧付近で操作するのが望ましぐ高くとも 4気 圧とするのが望ましい。
[0023] <請求項 4項記載の発明 >
前記吸収凝縮器から結晶槽に導く吸収凝縮液の冷媒濃度が 1〜70%とする請求 項 1記載の有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[0024] (作用効果）
吸収凝縮液の冷媒濃度が濃くなると結晶化点が下がり蒸気圧も下がる。吸収凝縮 液の冷媒濃度が薄くなると、分圧の関係で蒸気圧が下がる。したがって、蒸気圧の最 高点が存在する。吸収凝縮液の冷媒濃度が 1〜70%であれば、蒸気圧の最高点付 近での操作が可能である。
[0025] <請求項 5項記載の発明 >
前記有機化合物の混合溶液力 Sパラキシレンを含む混合キシレンであり、これからパ ラキシレン結晶を得る請求項 1記載の有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[0026] (作用効果）
ノラキシレン結晶を得る場合に好適である。
[0027] <請求項 6項記載の発明 >
前記有機化合物の混合溶液がシクロへキサンを含む混合へキサンであり、これから シクロへキサン結晶を得る請求項 1記載の有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[0028] (作用効果）
シクロへキサン結晶を得る場合に好適である。
[0029] <請求項 7項記載の発明 >
冷媒を含む対象の有機化合物の混合溶液に対して、冷媒の断熱蒸発操作を行う 結晶槽と、
この操作により生成した結晶スラリーは前記結晶槽力 抜き出す手段と、 前記結晶槽での蒸発べ一パーを前記結晶槽の操作圧力以上に加圧し、吸収凝縮 器に導く圧縮機と、
前記有機化合物の混合溶液と加圧された前記蒸発べ一パーとを接触させながら凝 縮を図る吸収凝縮器と、
この吸収凝縮液を前記結晶槽に導く手段と、
前記吸収凝縮器と前記結晶槽との間に設置した、あらかじめ所要量の前記冷媒の 断熱冷却、蒸発操作を行う蒸発缶と、
前記蒸発缶における蒸発べ一パーを前記圧縮機に導く手段と、
を有することを特徴とする有機化合物の断熱冷却式晶析装置。
[0030] (作用効果）
請求項 1記載の発明と同様な作用効果を奏する。
発明の効果
[0031] 以上の作用効果な欄で記載した効果をまとめれば、冷却晶出設備において、避け られない、冷却面に析出する結晶を搔き取る装置を設備することなぐ冷却 (冷凍)で き、かつ、その冷却（冷凍）のための用役エネルギーの必要量を低減でき、もって運 転費及び設備費を低減できる。さらに、 p—キシレンの晶析に適したものとなる。
[0032] また、吸収凝縮器と前記結晶槽との間に設置した蒸発缶において、あらかじめ所要 量の冷媒の断熱冷却、蒸発操作を行い、蒸発缶における蒸発べ一パーは圧縮機に より結晶槽の操作圧力以上に加圧して、結晶槽カ の蒸発べ一パーと共に吸収凝縮 器に導く。その結果、結晶槽での蒸発の負荷を減らすことができるとともに、大きな結 晶を得ることができる。
発明を実施するための最良の形態
[0033] 以下本発明の実施形態を挙げてさらに詳説する。
<第 1の実施の形態 >
図 1は、基本的な実施の形態を示したもので、吸収凝縮器 10、結晶槽 20、圧縮機 30及び固液分離手段 40を有する。
[0034] 冷媒を含む対象の有機化合物の混合溶液 1 (晶析操作の対象液。たとえば、 p—キ シレン及びその異性体を含む共晶多成分系混合物の液）が吸収凝縮器 10に導かれ 、ここで冷媒ベーパー (たとえばプロパン)を吸収して凝縮させ、均質な冷媒混合液と する。
[0035] この吸収凝縮器 10からの均質な冷媒混合液は、管路 61Aにより蒸発缶 50に管導 く。この蒸発缶 50において、あらかじめ所要量の冷媒の断熱冷却、蒸発操作を行う。
[0036] 蒸発缶 50からの冷媒混合液は、管路 61を通して結晶槽 20に導入し、結晶槽 20に おいて冷媒を含む凝縮液に対して、冷媒の断熱冷却、蒸発操作を行う。
[0037] この操作により生成した結晶スラリーは結晶槽 20からポンプ 62により抜き出し、遠 心分離機や液体サイクロンなどの固液分離手段 40により結晶分流れ Crと母液流れ
Moとに分離する。
[0038] 結晶槽 20での蒸発べ一パーは管路 63を通し、圧縮機 30により前記結晶槽 20の 操作圧力以上に加圧し、吸収凝縮器 10に導く。前記の蒸発缶 50における蒸発べ一 パーについても、圧縮機 30により前記結晶槽 20の操作圧力以上に加圧し、吸収凝 縮器 10に導く。
[0039] 吸収凝縮器 10にお ヽて、前記有機化合物の混合溶液 (混合液 1)と加圧された前 記蒸発べ一パーとを接触させながら、冷却媒体 2 (たとえば冷水塔冷却水、冷凍機の ブラインなど）のもっている冷熱により冷却して吸収凝縮を図り、この吸収凝縮液を蒸 発缶 50を通して前記結晶槽 20に導くのである。
[0040] 結晶槽 20において冷媒液成分を含む対象の有機化合物混合液に対して、冷媒液 成分の断熱冷却、蒸発操作を行うと、冷媒液成分の蒸発に伴い結晶化熱が奪い取 られ、結晶が析出する。蒸発べ一パーは圧縮機 30により前記結晶槽 20の操作圧力 以上に加圧し、吸収凝縮器 10に導き吸収凝縮を図る。
[0041] 圧縮機 (加圧機） 30を設けて蒸発べ一パーの加圧を行うのは、結晶槽 20の運転温 度よりはるかに高温で冷媒を再凝縮させるための、結晶槽 20と吸収凝縮器 10との温 度差を、圧縮機 (加圧機） 30により加圧することにより確保するものである。 p—キシレ ンの晶析を例に採ると、冷媒としてプロパンを使用し、結晶槽 20では、たとえば常圧 であり、吸収凝縮器 10では、圧縮機 30による加圧により、たとえば 8気圧程度である
[0042] 吸収凝縮器 10にお ヽては、沸点の高!、有機化合物の溶解液と接触するので、沸 点上昇が生じ、吸収凝縮できる温度が高まる。したがって、吸収凝縮に必要な外部 力もの投入エネルギーが小さ 、もので足りる。
[0043] 結晶槽 20で生成した結晶スラリーは抜き出し、固液分離手段により結晶分流れ Cr と母液流れ Moとにより分離し、結晶分流れ Crはそのまま、必要により後述のように、 精製手段や洗浄手段により精製し純度を高めて、製品化する。
[0044] 力かる操作によれば、結晶槽 20を耐高圧容器とすることなく晶析操作が可能である 。そして、最低限には結晶槽 20と圧縮機 30と吸収凝縮器 10とで足りるので、先行技 術のような高価なヒートポンプ設備構成とする必要がな 、ことも相俟って、システム全 体及び運転コストの点で経済的である。
[0045] <第 2の実施の形態 >
図 2は第 2の実施の形態を示したもので、結晶槽 20から抜き出した結晶スラリーを 固液分離手段 40により固液分離し、分離された母液流れ Moを管路 64を通して吸収 凝縮器 10に返送するものである。固液分離手段 40での濾液に溶存した状態で系外 へ排出された分の冷媒は後段の蒸留塔による回収や、メークアップとして圧縮機 30 のサクシヨン部に供給することができる（図 1も参照)。
当初の有機化合物の混合溶液 1は、直接結晶槽 20に供給するようにしてもよい。
[0046] <晶析法の説明 >
ベンゼンーシクロへキサン系の例によって、晶析法の説明を行う。
化学工業での一般的な製造では、シクロへキサンはベンゼンを水素化して生成さ れる。
C H + 3H → C H
6 6 2 6 12
この水素化反応に際して、副反応により次のような不純物が生成される。 メチルシクロペンタン
n—へキサン
n—ペンタン
メチルシクロへキサン
さらに、原料ベンゼン中に含まれるトルエン、パラフィン類が含まれてくる。
[0047] こうした場合に、高純度シクロへキサンを得る上で最も難しい点は、未反応のベンゼ ンが含まれた場合に、蒸留では分離することがほとんど不可能になることである。ベン ゼンの常圧での沸点は 80. 75°Cで、シクロへキサンの沸点は 80. 16°Cである。その 差は、僅かに 0. 59°Cしかない。さらに、 54%付近に最低共沸点（77. 62°C)がある [0048] これに対し、図 3に示す、プロパン ベンゼンーシクロへキサン系の共晶組成にお ける固液平衡図から判るように、高純度シクロへキサンを得ようとした場合、晶析して 分離精製する方法が採れる。そして、一緒に含まれる少量のメチルシクロペンタンな どの不純物も同時に除去できることになる。
[0049] すなわち、相図上では、シクロへキサンとベンゼンの 2成分系の固液平衡線が求ま る。この時、微量不純物の含有は僅かに、結晶化点カーブを下げるだけで、実質上 の大きな差はな 、。ここでシクロへキサンリッチの混合原料を冷却しシクロへキサンを 晶出しようとした場合、左側の固液線にぶっかり晶出を開始する。次に、プロパン断 熱冷却法では、供給液とプロパンを混合し、放圧して冷却を開始すると、プロパンを 添加した 3成分系の固液平衡線 (プロパンを抜いた組成として表示してある力 にぶ つかり、それに沿って共晶点近くまで冷却するとシクロへキサンの結晶が晶出し、この 結晶を母液と分離する。
[0050] かかる操作を本発明に係る設備構成下で、連続的に行うものである。ベンゼンの結 晶と分離された母液は脱プロパンを行 、、原料と混合しフィードバックさせるのである 。なお、ベンゼンとシクロへキサンの混合液系は、全濃度範囲において共晶系である 。ベンゼンの純品の結晶化点は、 5. 5°Cで、シクロへキサンの結晶化点は、 5. 7°Cで ある。
[0051] この原理説明から、プロパン ベンゼンーシクロへキサン系の共晶糸且成物からシク 口へキサン結晶を得ることができることは明らかであろう。そして、その分離に際し、本 発明法によれば、安価な晶析プロセスとなることも明らかであろう。
[0052] <他の説明 >
上記例は、結晶槽が 1基である例であるが、複数の結晶槽を備えるもの構成も本発 明は対象とする。複数の結晶槽を備える設備では、前段の結晶槽での結晶スラリー を後段の結晶槽に導いてさらなる結晶化を図るものである。
[0053] この形態において、圧縮機は各段の結晶槽に付設する場合より、一台の加圧機を 設けて、各段の結晶槽からの蒸発べ一パーを圧縮機に導き、加圧して上で最終段の 結晶槽に付設された吸収凝縮に導く構成が望ましい。また、蒸発缶は、少なくとも最 初の結晶槽に設けるのが望ましい。もちろん、蒸発缶をそれぞれ各結晶槽に付設す ることちでさる。
実施例
[0054] 以下、本発明の効果を実施例を示して明らかにする。
(実施例 1)
実施例は、図 2に示したプロセスにて晶析を行ったものであり、結晶槽として堅型晶 出機 20 (直径 300mm X高さ 1. 5m、スラリーのホールドアップ容量 25リットル）を、 吸収凝縮器 10は水平管式のものを、固液分離装置として遠心分離機 40を用いた。
[0055] パラキシレン濃度 80〜90%で常温の混合キシレン原料を吸収凝縮器 10に 15〜2 5kgZhrの割合で供給すると共に、結晶槽 20から圧縮機 30を通して 0. 2〜0. 7M Paに加圧されたべ一パーと接触混合させながら約 30°Cで凝縮させた。得られた凝 縮液はプロパン濃度 10〜30%のプロパンの混合キシレン溶液であり、これをプレフ ラッシュタンク（蒸発缶） 50にて 130〜350kPaの圧力下にてプレフラッシュさせ、液 温度を 0〜15°Cまで冷却した。プレフラッシュにより発生したベーパーは圧縮機 30を 通して 0. 2〜0. 7MPaに加圧し、吸収凝縮器 10にて吸収液と接触混合させた。プ レフラッシュ後の液は常圧下、 - 10〜0°Cで運転されている結晶槽 20に導き結晶化 を図った。結晶槽 20から遠心分離機 40には結晶化により得られたパラキシレン結晶 スラリーを供給した。その結果、 4〜7Kg/hrのキシレン結晶を得ることができた。プ 口パンの混合キシレン溶液である濾液は系外へ排出し、濾液に溶存した状態で系外 へ排出された分のプロパンはメークアップとして加圧機のサクシヨン部に供給した。濾 液中のパラキシレン濃度は 60〜80%であった。
図面の簡単な説明
[0056] [図 1]基本的な実施の形態のフローシートである。
[図 2]他の実施の形態のフローシートである。
[図 3]プロパン ベンゼンーシクロへキサン系の共晶組成における固液平衡図である 符号の説明
[0057] 1…原液、 2…冷却媒体、 10…吸収凝縮器、 20· ··結晶槽、 30· ··圧縮機、 40· ··固 液分離手段、 Cr…結晶分 (流れ)、 Μο···母液 (流れ)。

Claims

請求の範囲
[1] 結晶槽において冷媒を含む対象の有機化合物の混合溶液に対して、冷媒の断熱 冷却、蒸発操作を行い、
この操作により生成した結晶スラリーは前記結晶槽力 抜き出し、
蒸発べ一パーは圧縮機により前記結晶槽の操作圧力以上に加圧し、吸収凝縮器 に導き、
前記吸収凝縮器にお!ヽて、前記有機化合物の混合溶液と加圧された前記蒸発べ 一パーとを接触させながら冷却して凝縮を図り、
この凝縮液を最終的に前記結晶槽に導くとともに、
前記凝縮液を前記結晶槽に導く前に設置した蒸発缶において、あらかじめ所要量 の前記冷媒の断熱冷却、蒸発操作を行い、前記蒸発缶における蒸発べ一パーは前 記圧縮機により前記結晶槽の操作圧力以上に加圧して、前記結晶槽からの蒸発べ 一パーと共に前記吸収凝縮器に導ぐ
ことを特徴とする有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[2] 前記結晶槽力 抜き出した結晶スラリーを固液分離し、分離された母液を前記吸収 凝縮器に返送する請求項 1記載の有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[3] 前記結晶槽の操作圧力が、真空または 4気圧以下である請求項 1記載の有機化合 物の断熱冷却式晶析方法。
[4] 前記吸収凝縮器からの吸収凝縮液の冷媒濃度が 1〜70%とする請求項 1記載の 有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[5] 前記有機化合物の混合溶液力 Sパラキシレンを含む混合キシレンであり、これからパ ラキシレン結晶を得る請求項 1記載の有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[6] 前記有機化合物の混合溶液がシクロへキサンを含む混合へキサンであり、これから シクロへキサン結晶を得る請求項 1記載の有機化合物の断熱冷却式晶析方法。
[7] 冷媒を含む対象の有機化合物の混合溶液に対して、冷媒の断熱蒸発操作を行う 結晶槽と、
この操作により生成した結晶スラリーは前記結晶槽力 抜き出す手段と、 前記結晶槽での蒸発べ一パーを前記結晶槽の操作圧力以上に加圧し、吸収凝縮 器に導く圧縮機と、
前記有機化合物の混合溶液と加圧された前記蒸発べ一パーとを接触させながら凝 縮を図る吸収凝縮器と、
この吸収凝縮液を前記結晶槽に導く手段と、
前記吸収凝縮器と前記結晶槽との間に設置した、あらかじめ所要量の前記冷媒の 断熱冷却、蒸発操作を行う蒸発缶と、
前記蒸発缶における蒸発べ一パーを前記圧縮機に導く手段と、
を有することを特徴とする有機化合物の断熱冷却式晶析装置。
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Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2012059095A3 (de) * 2010-10-11 2012-07-05 Michael Ueing Verfahren und anordnung zur begrenzung des drucks in einem flüssigkeit und gas enthaltenden tank
WO2023277183A1 (ja) * 2021-07-01 2023-01-05 月島機械株式会社 ビス－２－ヒドロキシエチルテレフタレートの結晶の製造方法及びビス－２－ヒドロキシエチルテレフタレートの結晶の製造装置

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* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
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Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS4322293Y1 (ja) * 1967-05-19 1968-09-19
JPS5333551B1 (ja) * 1966-08-04 1978-09-14
JPH0342001A (ja) * 1989-07-07 1991-02-22 Chiyoda Corp 連続晶析方法及び連続晶析装置
JPH05309203A (ja) * 1992-05-07 1993-11-22 Tsukishima Kikai Co Ltd 吸収凝縮器を設けた断熱冷却式溶融晶析方法とその装置

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS5333551B1 (ja) * 1966-08-04 1978-09-14
JPS4322293Y1 (ja) * 1967-05-19 1968-09-19
JPH0342001A (ja) * 1989-07-07 1991-02-22 Chiyoda Corp 連続晶析方法及び連続晶析装置
JPH05309203A (ja) * 1992-05-07 1993-11-22 Tsukishima Kikai Co Ltd 吸収凝縮器を設けた断熱冷却式溶融晶析方法とその装置

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2012059095A3 (de) * 2010-10-11 2012-07-05 Michael Ueing Verfahren und anordnung zur begrenzung des drucks in einem flüssigkeit und gas enthaltenden tank
WO2023277183A1 (ja) * 2021-07-01 2023-01-05 月島機械株式会社 ビス－２－ヒドロキシエチルテレフタレートの結晶の製造方法及びビス－２－ヒドロキシエチルテレフタレートの結晶の製造装置

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