WO2022080905A1 - 젖산 기화 방법, 젖산 기화 장치, 및 아크릴산 제조 방법 - Google Patents

젖산 기화 방법, 젖산 기화 장치, 및 아크릴산 제조 방법 Download PDF

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WO2022080905A1
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lactic acid
stream
vaporization
unit
temperature
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임용오
정회인
최인호
이지영
홍대호
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주식회사 엘지화학
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    • C07C51/347—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reactions not involving formation of carboxyl groups
    • C07C51/377—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reactions not involving formation of carboxyl groups by splitting-off hydrogen or functional groups; by hydrogenolysis of functional groups

Definitions

  • the present specification relates to a method for vaporizing lactic acid, an apparatus for vaporizing lactic acid, and a method for producing acrylic acid from lactic acid.
  • Lactic acid also called lactic acid or lactic acid, is an organic acid with a relatively simple structure that contains both a hydroxy group and a carboxyl group in a molecule.
  • Lactic acid is traditionally mainly produced naturally during the fermentation process of lactose or glucose, and has played a role in improving the flavor of fermented foods. It has been used variously in the cosmetic field, such as a skin whitening agent, or in the medical field, such as an intravenous solution, a dialysis solution, and a calcium agent.
  • lactic acid polymer and polylactide are biodegradable, so interest is increasing as an eco-friendly alternative polymer that can replace plastics that are not naturally decomposed, such as polyolefin, polystyrene, and polyester manufactured from petroleum. It is also receiving high attention as a precursor of acrylic acid, which is considered to be very important.
  • Lactic acid can be mainly produced by microbial fermentation or chemical synthesis. Recently, starch-based biomass such as corn, sugar-based biomass such as sugar cane, or cellulose-based biomass obtained from woody or herbaceous plants, etc., Methods for producing lactic acid using biomass resources as raw materials are being studied.
  • Lactic acid obtained in this way is usually stored at a high concentration during storage or distribution after production, but a dimer structure is formed due to the unique structural characteristics of the lactic acid molecule including both hydroxy groups and carboxyl groups in the molecule.
  • water molecules are removed to form an oligomer in the form of dehydration condensation.
  • An object of the present specification is to provide a method for vaporizing lactic acid, and an apparatus for vaporizing lactic acid, which can reduce the content of lactic acid oligomers within a short time and obtain a single vaporized lactic acid molecule.
  • the present specification is to provide a method for producing acrylic acid from the vaporized lactic acid.
  • the step of heating and pressurizing the lactic acid aqueous solution of the 1-1 concentration spraying a liquid phase 1-1 stream containing the heated and pressurized lactic acid aqueous solution of 1-1 concentration into a vaporization reactor; vaporizing the lactic acid contained in the 1-1 stream through spraying; and obtaining a first 1-3 stream of a gas phase comprising lactic acid molecules.
  • the lactic acid aqueous solution of the 1-1 concentration is heated at a temperature of about 150°C to about 250°C, preferably at least about 150°C, or at least about 160°C, about a temperature of 250 °C or less, or about 200 °C or less; and about 1 bar to about 40 bar, preferably more than about 1 bar, or about 5 bar or more, about 40 bar or less, or about 30 bar or less, or about 15 bar or less.
  • the concentration of 1-1 is about 20 to about 99 wt%, about 20 wt% or more, or about 30 wt% or more, or about 40 wt% or more, or about 50 wt% or more, or about 60 wt% or more, or about 70 wt% or more, or about 75 wt% or more, and about 99 wt% or less, about 95 wt% or less, or about 90 wt% or less, or about 85 wt% or less . That is, the lactic acid aqueous solution may be concentrated to a high concentration.
  • the temperature of the 1-1 stream is about 10 to about 300 °C, preferably about 10 °C or more, or about 50 °C or more , or about 150 °C or higher, about 300 °C or lower, or about 250 °C or lower, or about 200 °C or lower.
  • the 1-1 stream has a flow rate of about 0.1 g/min to 1.0 g/min, preferably about 0.1 g/min or more, or about 0.15 g/min or more, about 1.0 It may be preferable to spray at a flow rate of g/min or less, or about 0.5 g/min or less, or about 0.3 g/min or less, and in this case, the temperature inside the reactor may be about 300 to about 400 °C.
  • the 1-1 stream is heated and pressurized at a temperature of 150° C. to 250° C. and a pressure of 1 to 40, and transported, and then aerosol into the reactor at atmospheric pressure at a temperature of about 10° C. to about 300° C. It can be sprayed in the form of
  • the 1-2 stream of a gas phase containing water vapor may be mixed and sprayed.
  • the temperature of the first-2 stream may be about 200 to about 600 °C, preferably about 250 °C or more, or about 300 °C or more, or about 350 °C or more, or about 400 °C or more, and about 600 °C or less , or about 550 °C or less, or about 530 °C or less.
  • the temperature difference between the first-2 stream and the first 1-1 stream is about 200 °C or more, or about 250 °C or more, and about 500 °C or less, or about 450 °C or less.
  • the first-2 stream has a flow rate of 0.1 g/min to 3.0 g/min, preferably about 0.1 g/min or more, or about 0.2 g/min or more, or about 0.3 g/min or more, about 3.0 It may be desirable to spray at a flow rate of g/min or less, or about 2.0 g/min or less, or about 1.0 g/min or less.
  • the flow rate of the 1-1 stream: the flow rate of the 1-2 stream may be preferably about 1: 1.5 to about 1: 5.
  • the present specification provides a method comprising: vaporizing lactic acid according to any one of the methods described above to obtain lactic acid molecules; producing acrylic acid by dehydrating the lactic acid molecules; And it provides a method for producing acrylic acid, comprising the step of obtaining the acrylic acid.
  • the pretreatment unit for heating and pressurizing the lactic acid aqueous solution of the 1-1 concentration; a feed supply unit receiving the lactic acid aqueous solution from the pre-treatment unit and supplying a 1-1 stream containing the lactic acid aqueous solution; a spraying unit for spraying the 1-1 stream transferred from the feed supply unit into the gasification reactor; a vaporization reactor in which the atomized aqueous lactic acid solution is vaporized; And it provides a lactic acid vaporizing device, comprising a harvesting unit, for obtaining a first 1-3 stream comprising vaporized lactic acid molecules.
  • the pretreatment unit the first 1-1 concentration of the aqueous lactic acid solution at a temperature of about 150 °C to about 250 °C, preferably about 150 °C or more, or about 160 °C or more, about 250 °C or less, or a temperature of about 200° C. or less; and a temperature control unit and pressure for heating and pressurizing to a pressure condition of from about 1 bar to about 40 bar, preferably greater than about 1 bar, or greater than or equal to about 5 bar, less than or equal to about 40 bar, or less than or equal to about 30 bar, or less than or equal to about 15 bar. It may further include a control unit.
  • the concentration of 1-1 is about 20 to about 99 wt%, about 20 wt% or more, or about 30 wt% or more, or about 40 wt% or more, or about 50 wt% or more, or about 60 wt% or more, or about 70 wt% or more, or about 75 wt% or more, and about 99 wt% or less, about 95 wt% or less, or about 90 wt% or less, or about 85 wt% or less . That is, the lactic acid aqueous solution may be concentrated to a high concentration.
  • the temperature of the first 1-1 stream in the feed supply unit may be about 150 to about 300 ° C, preferably about 150 ° C or more, or about 160 ° C or more, and about 300 ° C or less, Or it may be about 250 ° C. or less, or about 200 ° C. or less, and the feed supply unit may further include a feed temperature control unit for controlling the temperature of the 1-1 stream.
  • the spray unit, the first 1-1 stream has a flow rate of about 0.1 g/min to 1.0 g/min, preferably about 0.1 g/min or more, or about 0.15 g/min or more , about 1.0 g/min or less, or about 0.5 g/min or less, or about 0.3 g/min or less, and a 1-1 stream nozzle adjusted to spray at a flow rate of less than or equal to about 0.3 g/min.
  • the lactic acid vaporization device further includes a steam supply unit for supplying steam, and the spray unit receives steam from the steam generator and receives steam from the steam generating device to receive steam from the first 1- of the gas phase containing steam
  • a second stream nozzle for spraying the second stream into the gasification reactor may be further included.
  • the temperature of the first-2 stream may be about 200 to about 600 °C, preferably about 250 °C or more, or about 300 °C or more, or about 350 °C or more, or about 400 °C or more, and about 600 °C or less , or about 550 °C or less, or about 530 °C or less.
  • the water vapor supply unit may further include a water vapor temperature control unit for controlling the temperature of the first and second streams.
  • the temperature difference between the first-2 stream and the first 1-1 stream is about 200 °C or more, or about 250 °C or more, and about 500 °C or less, or about 450 °C or less.
  • the second stream in the spraying unit the flow rate of 0.1 g / min to 3.0 g / min, preferably about 0.1 g / min or more, or about 0.2 g / min or more, or about 0.3 g / min It may be desirable to control the spraying at a flow rate of about 3.0 g/min or less, or about 2.0 g/min or less, or about 1.0 g/min or less.
  • liquid phase Liquid phase
  • gas phase gas phase 3-2 stream containing water vapor mixed spraying; vaporizing the aqueous lactic acid solution through heat exchange between the 3-1 stream and the 3-2 stream; and obtaining a gas phase 3-3 stream comprising single molecules of lactic acid.
  • the lactic acid aqueous solution included in the 3-1 stream has a lactic acid concentration of about 40 to about 99 wt%, about 45 wt% or more, or about 50 wt% or more, or about 60 wt% or more, or about 70 wt% or more, or about 75 wt% or more, and is concentrated to a high concentration, about 99 wt% or less, about 95 wt% or less, or about 90 wt% or less, or about 85 wt% or less can
  • the concentration of the multimer in the aqueous lactic acid solution included in the 3-1 stream is about 2 to about 55 wt%, or about 2 wt% or more, or It may be about 5% or more, or about 7 wt% or more, or about 8 wt% or more, and is about 55 wt% or less, or about 40 wt% or less, or about 20 wt% or less, wherein the content of the multimer is relatively high.
  • the temperature of the third stream may be about 10 to about 300 °C, preferably about 10 °C or more, or about 15 °C or more, or about 50 °C or more, and about 300 °C or less, or about 250° C. or less, or about 200° C. or less.
  • the temperature of the third stream may be about 200 to about 600 °C, preferably about 250 °C or more, or about 300 °C or more, or about 350 °C or more, or about 400 °C or more, and about 600 °C or less , or about 550 °C or less, or about 530 °C or less.
  • the temperature difference between the 3-2 stream and the 3-1 stream may be about 200 °C or more, or about 250 °C or more, and it may be preferably about 500 °C or less, or about 450 °C or less.
  • the third stream may be sprayed at a flow rate of 0.05 g/min to 1.5 g/min, and the lower limit thereof is about 0.05 g/min or more, or about 0.1 g/min. min, or about 0.15 g/min or more, or about 0.18 g/min or more, with an upper limit of about 1.5 g/min or less, or about 1.0 g/min or less, or about 0.8 g/min or less. may be desirable.
  • the 3-2 stream may be sprayed at a flow rate of 0.1 g/min to 4.0 g/min, and the lower limit value is about 0.1 g/min or more, or about 0.2 g/min or more, or about 0.3 g /min or more, and the upper limit thereof may preferably be about 4.0 g/min or less, or about 3.0 g/min or less, or about 2.0 g/min or less.
  • the flow rate of the 3-1 stream: the flow rate of the 3-2 stream may be about 1: 1.5 to about 1: 5.
  • the present specification vaporizing lactic acid according to any one of the methods above to obtain a lactic acid molecule; producing acrylic acid by dehydrating the lactic acid molecules; And it provides a method for producing acrylic acid, comprising the step of obtaining the acrylic acid.
  • a feed supply unit 100 for supplying a 3-1 stream (1) containing an aqueous lactic acid solution
  • a water vapor supply unit 200 for supplying a 3-2 stream containing water vapor (2)
  • a vaporization reaction unit 300 receiving a 3-1 stream from the feed supply unit and receiving a 3-2 stream supplied from the water vapor supply unit to perform a vaporization reaction of an aqueous lactic acid solution
  • an obtaining unit (400) for obtaining a 3-3 stream (3) comprising vaporized lactic acid molecules.
  • the vaporization reaction unit 300, the spray unit 310, which sprays the 3-1 stream supplied from the feed supply unit and the 3-2 stream supplied from the water vapor supply unit to the inside of the vaporization reaction unit at the bottom thereof may include
  • the feed supply unit the lactic acid aqueous solution feed 110 for supplying the lactic acid aqueous solution; and a feed pre-processing unit 120 for controlling the temperature and pressure of the 3-1 stream.
  • the feed pre-processing unit 120, the 3-1 stream may be discharged by adjusting the temperature of about 10 to about 300 °C.
  • the water vapor supply unit for supplying water
  • a water pretreatment unit 220 for controlling the temperature and pressure of the 3-2 stream.
  • the water pretreatment unit 220 may control the 3-2 stream to a temperature of about 200 to about 600° C. and discharge it.
  • the spray unit may include a mixing spray nozzle for mixing and spraying the 3-1 stream and the 2 streams.
  • the spraying unit may include a 3-1 nozzle for spraying the 3-1 stream and a 3-2 nozzle for spraying the 2 stream.
  • the ratio of the 3-1 stream spray flow rate to the 3-2 stream spray flow rate may be adjusted to be about 1: 1.5 to about 1: 5.
  • the obtaining unit may be located above the vaporization reaction unit.
  • the obtaining unit may include a gas-liquid separator 410 for separating and discharging vaporized lactic acid molecules and liquefied aqueous solution components.
  • the aqueous solution component discharged from the gas-liquid separator may be recovered as the lactic acid aqueous solution feed 110 and reused.
  • each layer or element is formed “on” or “over” each layer or element, it means that each layer or element is formed directly on each layer or element, or other It means that a layer or element may additionally be formed between each layer, on the object, on the substrate.
  • lactic acid is a compound represented by the following formula, and unless otherwise specified in the present specification, is used as a concept encompassing all of lactic acid isomers, naturally occurring lactic acid dimers, and lactic acid oligomers.
  • heating and pressurizing an aqueous lactic acid solution having a concentration of 1-1 spraying a 1-1 stream of a liquid phase comprising the heated and pressurized aqueous lactic acid solution of 1-1 concentration; vaporizing the lactic acid contained in the 1-1 stream through spraying; and obtaining a gaseous first 1-3 stream comprising lactic acid molecules.
  • lactic acid vaporization method may be implemented by the following apparatus.
  • the pre-treatment unit for heating and pressurizing the lactic acid aqueous solution of the 1-1 concentration; a feed supply unit receiving the lactic acid aqueous solution from the pretreatment unit and supplying a 1-1 stream containing the lactic acid aqueous solution; A spraying unit for spraying the 1-1 stream transferred from the feed supply unit into the gasification reactor; a vaporization reactor in which the atomized aqueous lactic acid solution is vaporized; and an harvesting unit for obtaining a first 1-3 stream comprising vaporized lactic acid molecules.
  • the inventors of the present invention when heating and pressurizing a highly concentrated aqueous lactic acid solution to a high-temperature and high-pressure state, and spraying it to a vaporization reactor under atmospheric conditions, and instantaneously vaporizing it, the oligomer concentration of lactic acid can be efficiently reduced in a very short time. It was found that it can be lowered to , and the present invention was completed.
  • Lactic acid is widely used in the production of acrylic acid.
  • acrylic acid is produced by dehydrating lactic acid, since it proceeds by a gas phase reaction, it is necessary to vaporize lactic acid into lactic acid molecules.
  • lactic acid is usually stored at a high concentration during storage or distribution after production. dimer) structure, or water molecules are removed to form an oligomer in the form of dehydration condensation.
  • Such lactic acid oligomer molecules may be carbonized in the vaporization step or reaction step to form coking, thereby reducing the active area of the reaction catalyst, and may be included as a by-product in the final product. Since the content of lactic acid in the form of single molecules that can participate is greatly reduced, it is necessary to convert the lactic acid oligomer into a single molecule in the concentrated lactic acid aqueous solution to lower the content of the oligomer and increase the content of the single molecule lactate.
  • the concentration is diluted by simply adding water to the concentrated aqueous solution of lactic acid containing a high content of lactic acid oligomers, the equilibrium movement speed is very slow, so it takes a very long time to lower the content of the lactic acid oligomers.
  • a high concentration of lactic acid aqueous solution is heated and vaporized. Since the vaporization efficiency of lactic acid is lower than that of water, water is vaporized first, and the proportion of vaporized lactic acid is less than about 20 wt% will do In this case, as the water is vaporized first, the concentration of the remaining aqueous lactic acid solution is further increased. Accordingly, there is a problem in that the concentration of the oligomer in the remaining aqueous lactic acid solution is also increased.
  • the lactic acid aqueous solution having a concentration of 1-1 is first heated and pressurized to make a high-temperature and high-pressure state, and it is sprayed into the vaporization reactor, through which the first-
  • the lactic acid contained in the first stream may be instantaneously vaporized, and vapor phase 1-3 streams containing vaporized lactic acid molecules may be obtained.
  • the lactic acid vaporization method as described above may be implemented by a device to be described later.
  • the pre-processing unit for heating and pressurizing the aqueous lactic acid solution of the 1-1 concentration; a feed supply unit receiving the lactic acid aqueous solution from the pretreatment unit and supplying a 1-1 stream containing the lactic acid aqueous solution; A spraying unit for spraying the 1-1 stream transferred from the feed supply unit into the gasification reactor; a vaporization reactor in which the atomized aqueous lactic acid solution is vaporized; and an yielding portion for obtaining a first 1-3 stream comprising vaporized lactic acid molecules.
  • the concentration of lactic acid in the 1-3 stream may be about 30 wt% or less, or about 25 wt% or less, or about 20 wt% or less, and the lower limit thereof may not have much meaning depending on process conditions, but about 0.1 It may be greater than or equal to about 5 wt%, or greater than or equal to about 5 wt%.
  • first 1-3 streams comprising single molecules of lactic acid include, for example, less than about 1 wt% of the lactic acid oligomer described above, preferably less than about 0.5 wt%, or less than about 0.1 wt% and, more preferably, substantially free of lactic acid oligomers.
  • Substantially free of lactic acid oligomer means that the content of lactic acid oligomer is 0 wt% within a detectable limit in the process.
  • the concentration of 1-1 is about 20 to about 99 wt%, about 20 wt% or more, or about 30 wt% or more, or about 40 wt% or more, or about 50 wt% or more, or about 60 wt% or more, or about 70 wt% or more, or about 75 wt% or more, and about 99 wt% or less, about 95 wt% or less, or about 90 wt% or less, or about 85 wt% or less . That is, the lactic acid aqueous solution may be concentrated to a high concentration.
  • the lactic acid aqueous solution included in the 1-1 stream is in a state in which lactic acid is dissolved in water, and, as described above, naturally, depending on the temperature and concentration conditions, a lactic acid single molecule, a lactic acid dimer, and It means a state including all lactic acid oligomers.
  • lactic acid concentration described herein also refers to the concentration of a lactic acid-based compound including not only a single lactate molecule, but also a single lactate molecule, a lactic acid dimer, and a lactic acid oligomer.
  • the oligomer content for each concentration of the total lactic acid-based compound is shown in Table 1 below.
  • calculation errors may appear depending on the actual calculation model, and the actual measured values may also have some measurement errors depending on the measurement conditions or measurement method (titration method or HPLC).
  • the lactic acid aqueous solution of the 1-1 concentration is heated at a temperature of about 150°C to about 250°C, preferably at least about 150°C, or at least about 160°C, about a temperature of 250 °C or less, or about 200 °C or less; and about 1 bar to about 40 bar, preferably more than about 1 bar, or about 5 bar or more, about 40 bar or less, or about 30 bar or less, or about 15 bar or less.
  • the pre-treatment unit may further include a temperature control unit and a pressure control unit for heating and pressurizing the lactic acid aqueous solution having a concentration of 1-1 at a temperature of 150° C. to 250° C. and a pressure of 1 bar to 40 bar.
  • the temperature of the 1-1 stream is about 10 to about 300 °C, preferably about 10 °C or more, or about 50 °C or more , or about 150 °C or higher, about 300 °C or lower, or about 250 °C or lower, or about 200 °C or lower.
  • the feed supply unit may further include a feed temperature control unit for controlling the temperature of the 1-1 stream.
  • the lactic acid aqueous solution supplied from the feed is heated, it is sprayed in the form of droplets into the vaporization reactor through a transfer line and a nozzle.
  • the atomizing unit may include a 1-1 stream nozzle for spraying the 1-1 stream into the vaporization reactor.
  • the 1-1 stream has a flow rate of about 0.1 g/min to 1.0 g/min, preferably about 0.1 g/min or more, or about 0.15 g/min or more, about 1.0 It may be desirable to spray at a flow rate of g/min or less, or about 0.5 g/min or less, or about 0.3 g/min or less.
  • the flow rate of the supplied lactic acid is too low, and there may be a problem that an overreaction proceeds in the dehydration reaction proceeding to the next step, and if it is too high, A problem of incomplete vaporization may occur because the heat required for vaporization increases.
  • the 1-2 stream including high-temperature water vapor may be sprayed into the vaporization reactor through a transfer line and nozzle separate from the 1-1 stream. That is, it may be preferable that the 1-1 stream and the 1-2 stream are mixed and sprayed together into a gasification reactor.
  • the lactic acid vaporization device further includes a water vapor supply unit for supplying water vapor, and the spray unit receives water vapor from the water vapor generator and receives water vapor from the vapor generating device and contains water vapor (gas phase) ) may further include a 1-2 stream nozzle for spraying the 1-2 stream of.
  • the hot water vapor supplied to the second stream is mixed with the lactic acid supplied to the first stream 1-1 to instantly dilute the lactic acid to a lower concentration, and in addition, heat energy is transferred to the lactic acid molecules
  • the hot water vapor supplied to the second stream is mixed with the lactic acid supplied to the first stream 1-1 to instantly dilute the lactic acid to a lower concentration, and in addition, heat energy is transferred to the lactic acid molecules
  • the transfer lines of the 1-1 stream and the 1-2 stream are first combined before spraying, and then mixed spraying may be performed through the same nozzle, but rather than the first 1-1 stream and the 1-2 More preferably, the streams are mixed and sprayed into the gasification reactor through separate nozzles, respectively.
  • the temperature of the first-2 stream may be from about 200 to about 600 °C, preferably from about 250 °C or higher, or about 300 °C or higher, or about 350 °C or higher, or about 400 °C or higher, and about 600 °C or higher. or less, or about 550 °C or less, or about 530 °C or less.
  • the temperature difference between the first-2 stream and the first 1-1 stream is about 200 °C or more, or about 250 °C or more, and about 500 °C or less, or about 450 °C or less.
  • the temperature of the first-2 stream is too low outside the above range, the temperature of the mixture is too low to cause a problem that lactic acid is not sufficiently vaporized, and when the temperature of the first-2 stream is too high outside the above range, There may be a problem in that the pressure is excessively increased to maintain the temperature.
  • the water vapor supply unit may further include a water vapor temperature control unit for controlling the temperature of the first-second stream.
  • the first-2 stream has a flow rate of 0.1 g/min to 3.0 g/min, preferably about 0.1 g/min or more, or about 0.2 g/min or more, or about 0.3 g/min or more, about 3.0 It may be desirable to spray at a flow rate of g/min or less, or about 2.0 g/min or less, or about 1.0 g/min or less.
  • the flow rate of the 1-1 stream: the flow rate of the 1-2 stream may be preferably about 1: 1.5 to about 1: 5.
  • the interior of the vaporization reactor is, in advance, steam It may be desirable to saturate it with
  • the present specification provides a step of vaporizing lactic acid according to the above-described method to obtain a lactic acid molecule; producing acrylic acid by dehydrating the lactic acid molecules; And it provides a method for producing acrylic acid, comprising the step of obtaining the acrylic acid.
  • the reaction to produce acrylic acid by intramolecular dehydration of lactic acid can be represented by the following chemical formula, and is known to proceed in one step in the presence of a catalyst.
  • the catalyst used for the lactic acid dehydration reaction is CaSO 4 / Na 2 SO 4 ; Na 4 P 2 O 7 /CaSO 4 ; Na 4 P 2 O 7 /Ca 3 (PO 4 ) 2 ; NaH 2 PO 4 -NaHCO 3 /SiO 2 ; AlPO 4 -NH 3 ; Ca 3 (PO 4 ) 2 /CaSO 4 and the like.
  • the dehydration reaction using a solid catalyst may proceed as a continuous reaction using a fixed reactor, a batch reaction, or the like.
  • a product can be continuously produced by charging a solid catalyst in the reactor and continuously supplying reactants to the reactor to react.
  • the temperature of the dehydration reaction may be from about 300 to about 500 °C, or from about 350 to about 450 °C.
  • the reaction pressure may be from about 1 atmosphere to about 5 atmospheres, or from about 1 atmosphere to about 2 atmospheres.
  • the feed rate of the reactant may vary depending on the type or type of the reactor, other reaction conditions, etc., but specifically, for example, the lactic acid feed rate in the gas phase (Weight Hourly Space Velocity, WHSV) is about 0.05 to about 1.0/hr, or about 0.10 to about 0.50/hr.
  • WHSV Weight Hourly Space Velocity
  • a feed supply unit 100 for supplying a 3-1 stream (1) containing an aqueous lactic acid solution; a water vapor supply unit 200 for supplying a 3-2 stream containing water vapor (2); a vaporization reaction unit 300 receiving a 3-1 stream from the feed supply unit and receiving a 3-2 stream supplied from the water vapor supply unit to perform a vaporization reaction of an aqueous lactic acid solution; and an obtaining unit (400) for obtaining a 3-3 stream (3) comprising vaporized lactic acid molecules.
  • the inventors of the present invention have discovered that, when a highly concentrated aqueous lactic acid solution is mixed and sprayed with water vapor and vaporized through direct heat exchange, the oligomer concentration of lactic acid can be effectively lowered in a very short time, and the present invention was completed.
  • Lactic acid is widely used in the production of acrylic acid.
  • acrylic acid is produced by dehydrating lactic acid, since it proceeds by a gas phase reaction, it is necessary to vaporize lactic acid into lactic acid molecules.
  • lactic acid is usually stored at a high concentration during storage or distribution after production. dimer) structure, or water molecules are removed to form an oligomer in the form of dehydration condensation.
  • Such lactic acid oligomer molecules may be carbonized in the vaporization step or reaction step to form coking, thereby reducing the active area of the reaction catalyst, and may be included as a by-product in the final product. Since the content of lactic acid in the form of single molecules that can participate is greatly reduced, it is necessary to convert the lactic acid oligomer into a single molecule in the concentrated lactic acid aqueous solution to lower the content of the oligomer and increase the content of the single molecule lactate.
  • the concentration is diluted by simply adding water to the concentrated aqueous solution of lactic acid containing a high content of lactic acid oligomers, the equilibrium movement speed is very slow, so it takes a very long time to lower the content of the lactic acid oligomers.
  • a high concentration of lactic acid aqueous solution of about 80 wt% or more is heated and vaporized. Since the vaporization efficiency of lactic acid is lower than that of water, water is vaporized first, and the ratio of lactic acid in the gas phase It is less than about 20 wt%. In this case, as the water is vaporized first, the concentration of the remaining aqueous lactic acid solution is further increased. Accordingly, the concentration of the oligomer in the remaining aqueous lactic acid solution is also increased, so there is a problem that an additional treatment process is required for this.
  • the method for vaporizing lactic acid mixing and spraying a 3-1 stream of a liquid phase containing an aqueous lactic acid solution and a 3-2 stream of a gas phase containing water vapor step; vaporizing the aqueous lactic acid solution through heat exchange between the 3-1 stream and the 3-2 stream; and obtaining a gaseous third stream comprising short molecules of lactic acid.
  • the feed supply unit 100 for supplying the 3-1 stream (1) containing the lactic acid aqueous solution; a water vapor supply unit 200 for supplying a 3-2 stream containing water vapor (2); a vaporization reaction unit 300 receiving a 3-1 stream from the feed supply unit and receiving a 3-2 stream supplied from the water vapor supply unit to perform a vaporization reaction of an aqueous lactic acid solution; and an obtaining unit (400) for obtaining a 3-3 stream (3) comprising vaporized lactic acid molecules.
  • FIG. 1 is a schematic diagram showing a lactic acid vaporization device according to an embodiment of the present invention.
  • a feed supply unit 100 for supplying a 3-1 stream (1) containing an aqueous lactic acid solution
  • a water vapor supply unit 200 for supplying a 3-2 stream containing water vapor (2)
  • a vaporization reaction unit 300 receiving a 3-1 stream from the feed supply unit and receiving a 3-2 stream supplied from the water vapor supply unit to perform a vaporization reaction of an aqueous lactic acid solution
  • the lactic acid vaporization device comprising a obtaining unit 400, which obtains the 3-3 stream (3) containing the vaporized lactic acid molecules.
  • a high-concentration aqueous lactic acid solution is sprayed in the form of an aerosol, but mixed and sprayed with high-temperature water vapor here, the concentration of lactic acid
  • concentration of lactic acid in the 3-3 stream may be about 30 wt% or less, or about 25 wt% or less, or about 20 wt% or less, and the lower limit may not have much meaning depending on the process conditions, but about 0.1 wt% or more, or about 5 wt% or more.
  • the third stream comprising single molecules of lactic acid more specifically, comprises, for example, less than about 1 wt% of the aforementioned lactic acid oligomer, preferably less than about 0.5 wt%, or less than about 0.1 wt% and, more preferably, substantially free of lactic acid oligomers.
  • Substantially free of lactic acid oligomer means that the content of lactic acid oligomer is 0 wt% within a detectable limit in the process.
  • the lactic acid aqueous solution included in the third stream 3-1 has a lactic acid concentration of about 40 to about 99 wt%, about 45 wt% or more, or about 50 wt% or more, or about 60 wt% or more, or about 70 wt% or more, or about 75 wt% or more, and is concentrated to a high concentration, about 99 wt% or less, about 95 wt% or less, or about 90 wt% or less, or about 85 wt% or less can
  • the concentration of the multimer in the aqueous lactic acid solution included in the 3-1 stream is about 2 to about 55 wt%, or about 2 wt% or more, or It may be about 5% or more, or about 7 wt% or more, or about 8 wt% or more, and about 55 wt% or less, or about 40 wt% or less, or about 20 wt% or less, wherein the content of the multimer is relatively high.
  • the 3-1 stream that is, the aqueous lactic acid solution included in the lactic acid feed in the process, is in a state in which lactic acid is dissolved in water, and, as described above, naturally, depending on the temperature and concentration conditions, a lactic acid single molecule, a lactic acid dimer, and It refers to a state including all lactic acid oligomers, and the lactic acid concentration described herein also refers to the concentration of lactic acid-based compounds including not only a single lactate molecule, but also a single lactate molecule, a lactic acid dimer, and a lactic acid oligomer.
  • the oligomer content for each concentration of the total lactic acid-based compound is shown in Table 2 below.
  • calculation errors may appear depending on the actual calculation model, and the actual measured values may also have some measurement errors depending on the measurement conditions or measurement method (titration method or HPLC).
  • the lactic acid aqueous solution (3-1 stream) supplied from the feed may be subjected to a heating process.
  • the feed supply unit the lactic acid aqueous solution feed 110 for supplying the lactic acid aqueous solution; and a feed pre-processing unit 120 for controlling the temperature and pressure of the 3-1 stream.
  • the feed preprocessor 120 may be discharged by adjusting the 3-1 stream to a temperature of about 10 to about 300 °C and a pressure range of 1 to 50 atmospheres.
  • the temperature of the 3-1 stream discharged from the feed pretreatment unit may be about 10 to about 300 °C, preferably about 10 °C or more, or about 15 °C or more, or about 50 °C or more, 300 °C or less, or about 250 °C or less, or about 200 °C or less.
  • the lactic acid aqueous solution supplied from the feed is heated, it is sprayed in the form of droplets into the vaporization reactor through a transfer line and a nozzle.
  • the temperature of the lactic acid aqueous solution is maintained high, so that the higher the pressure, the more advantageous it is to obtain small-sized droplets.
  • the 3-2 stream including water vapor is also mixed and sprayed with the 3-1 stream in the form of droplets in the vaporization reactor through a transfer line and a nozzle.
  • the transfer lines of the 3-1 stream and the 3-2 stream are first combined before spraying, and then mixed spraying may be performed through the same nozzle, but rather the 3-1 stream and the 3-2 stream More preferably, the streams are mixed and sprayed into the gasification reactor through separate nozzles, respectively.
  • the vaporization reaction unit 310 is a spray unit ( 310) may be included.
  • the 3-1 stream and the 3-2 stream are i) combined in the step before spraying, mixed and sprayed into the vaporization reaction part, or ii) combined into a single nozzle in the spraying step, inside the vaporization reaction part , or iii) may be mixed and sprayed into the vaporization reaction unit through a separate nozzle.
  • the spray unit may include a mixing spray nozzle for mixing and spraying the 3-1 stream and the 2 streams.
  • the spraying unit may include a 3-1 nozzle for spraying the 3-1 stream and a 3-2 nozzle for spraying the 2 stream.
  • the 3-1 stream and the 3-2 stream are mixed and sprayed into the gasification reactor through separate nozzles, respectively.
  • the 3-2 stream temporarily lowers the concentration of lactic acid in the 3-1 stream including the highly concentrated lactic acid while simultaneously transferring thermal energy to the 3-1 stream to promote vaporization of lactic acid molecules. , it is possible to lower the proportion of oligomers.
  • the temperature of the third stream may be from about 200 to about 600 °C, preferably from about 250 °C or higher, or about 300 °C or higher, or about 350 °C or higher, or about 400 °C or higher, and about 600 °C. or less, or about 550° C. or less, or about 530° C. or less.
  • the water vapor supply unit includes: a water supply unit 210 for supplying water; and a water pretreatment unit 220 for controlling the temperature and pressure of the 3-2 stream.
  • the water pretreatment unit 220 may control the 3-2 stream to the above-mentioned temperature and a pressure range of about 1 to 10 atmospheres to discharge it.
  • the temperature difference between the 3-2 stream and the 3-1 stream may be about 200 °C or higher, or about 250 °C or higher, and preferably about 500 °C or lower, or about 450 °C or lower.
  • the temperature of the 3-2 stream is too low outside the above range, the temperature of the mixture is low and the lactic acid is not sufficiently vaporized, and if the temperature of the 3-2 stream is too high outside the above range, the temperature There may be a problem in that the pressure becomes excessively high for maintenance.
  • the third stream may be sprayed at a flow rate of 0.05 g/min to 1.5 g/min, and the lower limit thereof is about 0.05 g/min or more, or about 0.1 g/min. min, or about 0.15 g/min or more, or about 0.18 g/min or more, with an upper limit of about 1.5 g/min or less, or about 1.0 g/min or less, or about 0.8 g/min or less. it may be desirable
  • the flow rate of the supplied lactic acid is too low to cause a problem that an overreaction proceeds in the dehydration reaction proceeding to the next step, and if it is too high, Incomplete vaporization may occur due to the increased heat required for vaporization.
  • the 3-2 stream may be sprayed at a flow rate of 0.1 g/min to 4.0 g/min, and the lower limit value is about 0.1 g/min or more, or about 0.2 g/min or more, or about 0.3 g /min or more, and the upper limit thereof may preferably be about 4.0 g/min or less, or about 3.0 g/min or less, or about 2.0 g/min or less.
  • the flow rate of the 3-1 stream: the flow rate of the 3-2 stream may be about 1: 1.5 to about 1: 5.
  • the efficiency may be lowered due to the low flow rate of the supplied lactic acid, and a problem may occur that the load increases in the product separation process, and the flow rate ratio of the 3-2 stream If this is too small, less heat is supplied to the vaporization and incomplete vaporization may occur.
  • the inside of the vaporization reactor is, in advance, water vapor It may be desirable to saturate it with
  • the obtaining unit may be located above the vaporization reaction unit.
  • the lactic acid aqueous solution contained in the 3-1 stream is instantaneously vaporized and the lactic acid single molecules generated are transferred to the upper part of the vaporization reaction part. will be moved to the receiving section of
  • the obtaining unit may include a gas-liquid separator 410 for separating and discharging vaporized lactic acid molecules and liquefied aqueous solution components.
  • the aqueous solution component discharged from the gas-liquid separator may be recovered as the lactic acid aqueous solution feed 110 and reused.
  • the present specification vaporizing lactic acid according to any one of the above methods to obtain a lactic acid molecule; producing acrylic acid by dehydrating the lactic acid molecules; And it provides a method for producing acrylic acid, comprising the step of obtaining the acrylic acid.
  • the reaction to produce acrylic acid by intramolecular dehydration of lactic acid can be represented by the following chemical formula, and is known to proceed in one step in the presence of a catalyst.
  • the catalyst used for the lactic acid dehydration reaction is CaSO 4 / Na 2 SO 4 ; Na 4 P 2 O 7 /CaSO 4 ; Na 4 P 2 O 7 /Ca 3 (PO 4 ) 2 ; NaH 2 PO 4 -NaHCO 3 /SiO 2 ; AlPO 4 -NH 3 ; Ca 3 (PO 4 ) 2 /CaSO 4 and the like.
  • the dehydration reaction using a solid catalyst may proceed as a continuous reaction using a fixed reactor, a batch reaction, or the like.
  • a product can be continuously produced by charging a solid catalyst in the reactor and continuously supplying reactants to the reactor to react.
  • the temperature of the dehydration reaction may be from about 300 to about 500 °C, or from about 300 to about 400 °C.
  • the reaction pressure may be from about 1 atmosphere to about 5 atmospheres, or from about 1 atmosphere to about 2 atmospheres.
  • the feed rate of the reactant may vary depending on the type or type of the reactor, other reaction conditions, etc., but specifically, for example, the lactic acid feed rate in the gas phase (Weight Hourly Space Velocity, WHSV) is about 0.05 to about 1.0/hr, or about 0.10 to about 0.50/hr may proceed.
  • WHSV Weight Hourly Space Velocity
  • lactic acid vaporization method and apparatus it is possible to reduce the content of lactic acid oligomers and increase the content of single lactic acid molecules in a short time in a high concentration of lactic acid aqueous solution.
  • FIG. 1 is a schematic diagram showing a lactic acid vaporization device according to an embodiment of the present invention.
  • An aqueous lactic acid solution having a concentration of about 80 wt% was prepared.
  • the lactic acid aqueous solution was heated and pressurized under the conditions of 180° C. and 10 atm, and prepared to be supplied as a feed.
  • Lactic acid aqueous solution that is, lactic acid, lactic acid dimer, and lactic acid aqueous solution concentration of the feed containing all of lactic acid oligomer was determined by taking each sample, measuring the carbon content through elemental analysis, and dividing this by the carbon content ratio in lactic acid .
  • the ratio of lactic acid oligomers (including dimers) in the aqueous lactic acid solution is determined by taking each sample and analyzing the content of single lactate molecules through HPLC. It was calculated by dividing by the amount of lactic acid-based compound.
  • a feed supply unit for supplying the 1-1 stream containing the lactic acid aqueous solution; a water vapor supply unit for supplying a 1-2 stream containing water vapor; A spray unit in which the lactic acid aqueous solution transferred from the feed supply unit and the water vapor transferred from the water vapor supply unit are mixed and sprayed through each nozzle; After the mixed spray, the lactic acid aqueous solution is vaporized, the vaporization reaction unit; And a lactic acid vaporizing device was prepared in the form of a harvesting unit for obtaining a 1-3 stream containing vaporized lactic acid molecules.
  • the feed supply unit and the steam supply unit are equipped with a thermometer and a temperature control device, so that the temperature of the feed (first 1-1 stream) and water vapor (1-2 stream) can be adjusted, and the harvesting unit is equipped with a 1-3 stream A thermometer was provided to measure the temperature of
  • water vapor was introduced into the vaporization reactor so that the interior of the vaporization reactor was saturated with water vapor.
  • the lactic acid aqueous solution according to Examples 1 to 7 is supplied to the 1-1 stream through the feed supply unit, and water vapor is supplied through the water vapor supply unit, so that it is continuously mixed and sprayed into the vaporization reaction unit through each nozzle. While doing so, a 1-3 stream containing vaporized lactic acid molecules was obtained through the harvesting section.
  • Example 1 180 10 0.2 450 0.60
  • Example 2 180 10 0.2 500 0.35
  • Streams 1-3 obtained were analyzed to measure and calculate the concentration of total lactic acid-based compounds and the ratio of oligomers in streams 1-3, and are summarized in Table 5 below.
  • Example 1 Stream 1-3 temperature (°C) lactic acid concentration (wt%) oligomer ratio
  • Example 2 180 9 0.03
  • the content of lactic acid oligomer can be reduced in a very short time by continuously vaporizing lactic acid.
  • Example 1 Concentration of lactic acid aqueous solution (wt%) Initial oligomer ratio temperature (°C) enter (ATM) Example 1 80 0.24 25 One Example 2 80 0.23 80 One Example 3 80 0.24 80 One Example 4 70 0.15 80 One Example 5 60 0.1 80 One Example 6 80 0.23 180 10 Example 7 80 0.24 180 10
  • the lactic acid aqueous solution that is, lactic acid, lactic acid dimer, and the lactic acid aqueous solution concentration of the feed containing all of lactic acid oligomer was determined by taking each sample, measuring the carbon content through elemental analysis, and dividing this by the carbon content ratio in lactic acid .
  • the ratio of lactic acid oligomers (including dimers) in the aqueous lactic acid solution is determined by taking each sample and analyzing the content of single lactate molecules through HPLC. It was calculated by dividing by the amount of lactic acid-based compound.
  • a feed supply unit for supplying a 3-1 stream containing the lactic acid aqueous solution; a water vapor supply unit for supplying a 3-2 stream containing water vapor;
  • a spray unit in which the lactic acid aqueous solution transferred from the feed supply unit and the water vapor transferred from the water vapor supply unit are mixed and sprayed through each nozzle; After the mixed spray, the lactic acid aqueous solution is vaporized, the vaporization reaction unit;
  • a lactic acid vaporizing apparatus of the type illustrated in FIG. 1 was prepared, including a harvesting part, for obtaining a 3-3 stream containing vaporized lactic acid molecules.
  • the feed supply unit and the steam supply unit are equipped with a thermometer and a temperature control device, so that the temperature of the feed (3-1 stream) and water vapor (3-2 stream) can be controlled, and the 3-3 stream is provided in the obtaining unit.
  • a thermometer was provided to measure the temperature of
  • water vapor was introduced into the vaporization reactor so that the interior of the vaporization reactor was saturated with water vapor.
  • the lactic acid aqueous solution according to Examples 1 to 7 is supplied to the 3-1 stream through the feed supply unit, and water vapor is supplied through the water vapor supply unit, so that it is continuously mixed and sprayed into the vaporization reaction unit through each nozzle. While doing so, a 3-3 stream containing vaporized lactic acid molecules was obtained through the harvesting section.
  • Example 1 25 One 0.6 450 1.8
  • Example 2 80 One 0.6 450 1.8
  • Example 3 80 One 0.4 500 1.2
  • Example 4 80 One 0.4 500 1.0
  • Example 5 80 One 0.2 500 0.40
  • Example 6 180 10 0.2 450 0.60
  • Example 7 180 10 0.2 500 0.35
  • Example 1 3-3 Stream temperature (°C) lactic acid concentration (wt%) oligomer ratio
  • Example 1 25 14 0.08
  • Example 2 80 16 0.10
  • Example 3 80 17 0.12
  • Example 4 80 15 0.06
  • Example 5 80 ⁇ 1 0
  • Example 6 180 19 0.04
  • Example 7 180 9 0.03
  • the content of lactic acid oligomer can be reduced in a very short time by continuously vaporizing lactic acid.
  • 100 feed supply; 110: lactic acid aqueous solution feed; 120: feed preprocessor;
  • 200 water vapor supply unit; 210: water supply; 220: water pretreatment unit;
  • 300 vaporization reaction unit; 310: spray unit;

Landscapes

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Abstract

본 명세서는 젖산 기화 장치에 관한 것이다. 본 발명의 젖산 기화 방법 및 장치에 따르면, 단 시간 내에 젖산 올리고머의 함량을 줄이고, 젖산 단 분자의 함량을 높일 수 있다.

Description

젖산 기화 방법, 젖산 기화 장치, 및 아크릴산 제조 방법
관련 출원(들)과의 상호 인용
본 출원은 2020년 10월 16일자 한국 특허 출원 제10-2020-0134656호, 2020년 10월 16일자 한국 특허 출원 제10-2020-0134655호, 2020년 11월 06일자 한국 특허 출원 제10-2020-0148082호, 및 2020년 12월 24일자 한국 특허 출원 제10-2020-0183552호에 기초한 우선권의 이익을 주장하며, 해당 한국 특허 출원들의 문헌에 개시된 모든 내용은 본 명세서의 일부로서 포함된다.
본 명세서는 젖산 기화 방법, 젖산 기화 장치, 및 젖산으로부터 아크릴산을 제조하는 방법에 관한 것이다.
젖산은 락트 산, 유산이라고도 불리며, 분자 내에 히드록시 그룹과 카르복실 그룹을 모두 포함하는 비교적 간단한 구조의 유기산이다.
젖산은 전통적으로는 주로 락토오스나 글루코오스 등의 발효 과정에서 자연적으로 생성되어, 발효 식품의 풍미를 향상시키는 역할을 하였으며, 인체에 독성이 없어 향미제, 보존제, pH 조절제, 등의 식품 분야, 보습제, 피부미백제, 등의 미용 분야, 또는 정맥주사액, 투석액, 칼슘제 등의 의료 분야에서 다양하게 사용되어 왔다.
최근, 젖산 고분자, 폴리락타이드는 생분해성이 있어, 석유로부터 제조되는 폴리올레핀, 폴리스티렌, 폴리에스터 등, 자연적으로 분해가 되지 않는 플라스틱을 대체할 수 있는 친환경 대체 고분자로 관심이 높아지고 있으며, 또한, 공업적으로 매우 중요하게 여겨지는 아크릴 산의 전구 물질로도 높은 관심을 받고 있다.
젖산은 주로 미생물발효나 화학 합성 방법에 의해 제조할 수 있는데, 최근에는, 옥수수 등의 전분 계열 바이오매스, 사탕수수 등의 설탕 계열 바이오매스, 또는 목본이나 초본성 식물로부터 얻어지는 셀룰로오스 계열 바이오매스 등, 바이오매스 자원을 원료로 하여 젖산을 제조하는 방법들이 연구되고 있다.
이렇게 얻어진 젖산은, 생산 이후 보관이나 유통 과정에서 보통 높은 농도로 농축되어 보관되는데, 분자 내에 히드록시 그룹과 카르복실 그룹을 모두 포함하는 젖산 분자 특유의 구조적 특징으로 인하여 2량체(dimer) 구조를 형성하거나, 물 분자가 제거되어 탈수 축합된 형태의 올리고머를 형성하는 경우가 많다.
이런 2량체 화 혹은 올리고머 화에 의해 다량의 젖산이 손실되는데, 올리고머 화 된 젖산은, 젖산을 이용한 화학 반응 반응에서 부산물 발생량을 늘리고, 반응 과정에서 코킹을 형성하여, 반응의 효율을 크게 저하시키는 문제점이 있다.
따라서, 농축 보관된 젖산을 젖산 그 자체로 이용하거나 다른 화학 반응에 투입할 때에는 젖산 올리고머의 함량을 줄일 필요가 있는데, 젖산과 젖산 올리고머 사이의 화학 평형은 젖산의 농도 및 온도만 관여하는 것으로 알려져 있고, 그 평형 이동 속도가 매우 느리기 때문에, 농축된 젖산을 사용하기 위한 전처리 방법, 즉, 피드 내 젖산 올리고머의 함량을 줄이고, 젖산 단 분자의 함량을 높이는 방법에 대한 관심이 높아지고 있다.
본 명세서는 단 시간 내에 젖산 올리고머의 함량을 줄이고, 기화된 젖산 단 분자를 얻을 수 있는, 젖산 기화 방법, 및 젖산 기화 장치를 제공하고자 한다.
또한, 본 명세서는 상기 기화된 젖산으로부터 아크릴산을 제조하는 방법을 제공하고자 한다.
본 명세서는, 제1-1 농도의 젖산 수용액을 가열 및 가압하는 단계; 상기 가열 및 가압된 제1-1 농도의 젖산 수용액을 포함하는 액상(Liquid phase)의 제1-1 스트림을 기화 반응기 내로 분무하는 단계; 분무를 통해 상기 제1-1 스트림에 포함된 젖산을 기화시키는 단계; 및 젖산 분자를 포함하는 기상의 제1-3 스트림을 수득하는 단계를 포함하는, 젖산 기화 방법을 제공한다.
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 가열 및 가압하는 단계에서는, 제1-1 농도의 젖산 수용액을 약 150℃ 내지 약 250℃ 의 온도, 바람직하게는 약 150 ℃ 이상, 또는 약 160 ℃ 이상, 약 250 ℃ 이하, 또는 약 200 ℃ 이하의 온도; 및 약 1bar 내지 약 40bar, 바람직하게는 약 1 bar 초과, 또는 약 5 bar 이상, 약 40 bar 이하, 또는 약 30 bar 이하, 또는 약 15 bar 이하의 압력 조건으로 가열 및 가압할 수 있다.
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1-1 농도가 약 20 내지 약 99 wt%, 약 20 wt% 이상, 또는 약 30 wt% 이상, 또는 약 40 wt% 이상, 또는 약 50 wt% 이상, 또는 약 60 wt% 이상, 또는 약 70 wt% 이상, 또는 약 75 wt% 이상일 수 있고, 약 99 wt% 이하, 약 95 wt% 이하, 또는 약 90 wt% 이하, 또는 약 85 wt% 이하일 수 있다. 즉, 상기 젖산 수용액은 고농도로 농축된 것일 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 제1-1 스트림의 온도, 즉, 분무되는 제1-1 스트림의 온도는 약 10 내지 약 300 ℃, 바람직하게는 약 10 ℃ 이상, 또는 약 50 ℃ 이상, 또는 약 150 ℃ 이상일 수 있고, 약 300 ℃ 이하, 또는 약 250 ℃ 이하, 또는 약 200 ℃ 이하일 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 제1-1 스트림은, 약 0.1 g/min 내지 1.0 g/min의 유량, 바람직하게는 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.15 g/min 이상, 약 1.0 g/min 이하, 또는 약 0.5 g/min 이하, 또는 약 0.3 g/min 이하의 유량으로 분무되는 것이 바람직할 수 있으며, 이 때 반응기 내부의 온도는 약 300 내지 약 400 ℃일 수 있다.
즉, 제1-1 스트림은, 150℃ 내지 250 ℃의 온도 및 1 내지 40의 압력 조건으로 가열 및 가압되고, 이송된 뒤, 약 10℃ 내지 약 300℃ 의 온도 조건으로 상압의 반응기 내부로 에어로졸 형태로 분무될 수 있다.
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1-1 스트림 분무 시, 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제1-2 스트림을 혼합 분무할 수 있다.
그리고, 상기 제1-2 스트림의 온도는 약 200 내지 약 600 ℃, 바람직하게는 약 250 ℃ 이상, 또는 약 300 ℃ 이상, 또는 약 350 ℃ 이상, 또는 약 400 ℃ 이상일 수 있고, 약 600 ℃ 이하, 또는 약 550 ℃ 이하, 또는 약 530 ℃ 이하일 수 있다.
이 때, 상기 제1-2 스트림과 상기 제1-1 스트림의 온도 차는 약 200 ℃ 이상, 또는 약 250 ℃ 이상이고, 약 500 ℃ 이하, 또는 약 450 ℃ 이하인 것이 바람직할 수 있다.
그리고, 상기 제1-2 스트림은, 0.1 g/min 내지 3.0 g/min의 유량, 바람직하게는 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.2 g/min 이상, 또는 약 0.3 g/min 이상, 약 3.0 g/min 이하, 또는 약 2.0 g/min 이하, 또는 약 1.0 g/min 이하의 유량으로 분무되는, 것이 바람직할 수 있다.
이 때, 상기 혼합 분무 단계에서 제1-1 스트림 유량 : 제1-2 스트림 유량은 약 1 : 1.5 내지 약 1: 5인 것이 바람직할 수 있다.
한편, 본 명세서는, 상술한 어느 한 방법에 따라 젖산을 기화하여 젖산 분자를 수득하는 단계; 상기 젖산 분자를 탈수 반응시켜 아크릴산을 제조하는 단계; 및 상기 아크릴산을 수득하는 단계를 포함하는, 아크릴산 제조 방법을 제공한다.
한편, 본 명세서는, 제1-1농도의 젖산 수용액을 가열 및 가압하는, 전처리 부; 상기 전처리 부로부터 젖산 수용액을 공급받아 젖산 수용액을 포함하는 제1-1스트림을 공급하는 피드 공급부; 상기 피드 공급부로부터 이송된 제1-1스트림을 기화 반응기 내부로 분무하는, 분무부; 분무된 젖산 수용액이 기화되는, 기화 반응기; 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제1-3스트림을 수득하는, 수득부를 포함하는, 젖산 기화 장치를 제공한다.
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 전처리 부는, 제1-1농도의 젖산 수용액을 약 150℃ 내지 약 250℃ 의 온도, 바람직하게는 약 150 ℃ 이상, 또는 약 160 ℃ 이상, 약 250 ℃ 이하, 또는 약 200 ℃ 이하의 온도; 및 약 1bar 내지 약 40bar, 바람직하게는 약 1 bar 초과, 또는 약 5 bar 이상, 약 40 bar 이하, 또는 약 30 bar 이하, 또는 약 15 bar 이하의 압력 조건으로 가열 및 가압하는 온도 조절부 및 압력 조절부를 더 포함할 수 있다.
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1-1농도가 약 20 내지 약 99 wt%, 약 20 wt% 이상, 또는 약 30 wt% 이상, 또는 약 40 wt% 이상, 또는 약 50 wt% 이상, 또는 약 60 wt% 이상, 또는 약 70 wt% 이상, 또는 약 75 wt% 이상일 수 있고, 약 99 wt% 이하, 약 95 wt% 이하, 또는 약 90 wt% 이하, 또는 약 85 wt% 이하일 수 있다. 즉, 상기 젖산 수용액은 고농도로 농축된 것일 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 피드 공급부에서 상기 제1-1스트림의 온도는 약 150 내지 약 300 ℃, 바람직하게는 약 150 ℃ 이상, 또는 약 160 ℃ 이상일 수 있고, 약 300 ℃ 이하, 또는 약 250 ℃ 이하, 또는 약 200 ℃ 이하일 수 있으며, 상기 피드 공급부는 상기 제1-1스트림의 온도를 조절하는 피드 온도 조절부를 더 포함할 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 분무부는, 상기 제1-1스트림이 약 0.1 g/min 내지 1.0 g/min의 유량, 바람직하게는 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.15 g/min 이상, 약 1.0 g/min 이하, 또는 약 0.5 g/min 이하, 또는 약 0.3 g/min 이하의 유량으로 분무되도록 조절되는 제1-1스트림 노즐을 포함할 수 있다.
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 젖산 기화 장치는 수증기를 공급하는 수증기 공급부를 더 포함하고, 상기 분무부는 및 상기 수증기 발생 장치로부터 수증기를 공급받아 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제1-2스트림을 기화 반응기 내부로 분무하는 제1-2스트림 노즐을 더 포함할 수 있다.
그리고, 상기 제1-2스트림의 온도는 약 200 내지 약 600 ℃, 바람직하게는 약 250 ℃ 이상, 또는 약 300 ℃ 이상, 또는 약 350 ℃ 이상, 또는 약 400 ℃ 이상일 수 있고, 약 600 ℃ 이하, 또는 약 550 ℃ 이하, 또는 약 530 ℃ 이하일 수 있다.
이를 위해 상기 수증기 공급부는 상기 제1-2스트림의 온도를 조절하는 수증기 온도 조절부를 더 포함할 수 있다.
이 때, 상기 제1-2스트림과 상기 제1-1스트림의 온도 차는 약 200 ℃ 이상, 또는 약 250 ℃ 이상이고, 약 500 ℃ 이하, 또는 약 450 ℃ 이하인 것이 바람직할 수 있다.
그리고, 상기 분무부에서 상기 제1-2스트림은, 0.1 g/min 내지 3.0 g/min의 유량, 바람직하게는 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.2 g/min 이상, 또는 약 0.3 g/min 이상, 약 3.0 g/min 이하, 또는 약 2.0 g/min 이하, 또는 약 1.0 g/min 이하의 유량으로 분무되도록 조절되는 것이 바람직할 수 있다.
이 때, 상기 분무부에서 상기 제1-1스트림 유량 : 상기 제1-2스트림 유량 = 1 : 1.5 내지 1: 5가 되도록 조절되는 것이 바람직할 수 있다.
한편, 본 명세서는, 젖산 수용액을 포함하는 액상(Liquid phase)의 제3-1 스트림 및 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제3-2 스트림을 혼합 분무하는 단계; 상기 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림 사이의 열 교환을 통해 젖산 수용액을 기화하는 단계; 및 젖산 단 분자를 포함하는 기상의 제3-3 스트림을 수득하는 단계를 포함하는, 젖산 기화 방법을 제공한다.
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제3-1 스트림에 포함된 상기 젖산 수용액은 젖산 농도가 약 40 내지 약 99 wt%, 약 45 wt% 이상, 또는 약 50 wt% 이상, 또는 약 60 wt% 이상, 또는 약 70 wt% 이상, 또는 약 75 wt% 이상일 수 있고, 약 99 wt% 이하, 약 95 wt% 이하, 또는 약 90 wt% 이하, 또는 약 85 wt% 이하로, 고농도로 농축된 것일 수 있다.
그리고, 상기 제3-1 스트림에 포함된 상기 젖산 수용액 중 다량체의 농도, 즉, 젖산 2량체 또는 3량체 이상의 젖산 올리고머의 농도는 약 2 내지 약 55 wt%, 또는 약 2 wt% 이상, 또는 약 5% 이상, 또는 약 7 wt% 이상, 또는 약 8 wt% 이상일 수 있고, 약 55 wt% 이하, 또는 약 40wt% 이하, 또는 약 20 wt% 이하로, 다량체의 함량이 상대적으로 높은 것일 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 제3-1 스트림의 온도는 약 10 내지 약 300 ℃, 바람직하게는 약 10 ℃ 이상, 또는 약 15 ℃ 이상, 또는 약 50 ℃ 이상일 수 있고, 약 300 ℃ 이하, 또는 약 250 ℃ 이하, 또는 약 200 ℃ 이하일 수 있다.
그리고, 상기 제3-2 스트림의 온도는 약 200 내지 약 600 ℃, 바람직하게는 약 250 ℃ 이상, 또는 약 300 ℃ 이상, 또는 약 350 ℃ 이상, 또는 약 400 ℃ 이상일 수 있고, 약 600 ℃ 이하, 또는 약 550 ℃ 이하, 또는 약 530 ℃ 이하일 수 있다.
이 때, 상기 제3-2 스트림과 상기 제3-1 스트림의 온도 차는 약 200 ℃ 이상, 또는 약 250 ℃ 이상이고, 약 500 ℃ 이하, 또는 약 450 ℃ 이하인 것이 바람직할 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 제3-1 스트림은, 0.05 g/min 내지 1.5 g/min의 유량으로 분무될 수 있고, 그 하한 값은 약 0.05 g/min 이상, 또는 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.15 g/min 이상, 또는 약 0.18 g/min 이상인 것이 바람직할 수 있으며, 그 상한 값은 약 1.5 g/min 이하, 또는 약 1.0 g/min 이하, 또는 약 0.8 g/min 이하인 것이 바람직할 수 있다.
그리고, 상기 제3-2 스트림은, 0.1 g/min 내지 4.0 g/min 의 유량으로 분무될 수 있고, 그 하한 값은 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.2 g/min 이상, 또는 약 0.3 g/min 이상인 것이 바람직할 수 있으며, 그 상한 값은 약 4.0 g/min 이하, 또는 약 3.0 g/min 이하, 또는 약 2.0 g/min 이하인 것이 바람직할 수 있다.
이 때, 상기 혼합 분무 단계에서 제3-1 스트림 유량 : 제3-2 스트림 유량은 약 1 : 1.5 내지 약 1: 5인 것이 바람직할 수 있다.
한편, 본 명세서는, 상기 어느 한 항의 방법에 따라 젖산을 기화하여 젖산 분자를 수득하는 단계; 상기 젖산 분자를 탈수 반응시켜 아크릴산을 제조하는 단계; 및 상기 아크릴산을 수득하는 단계를 포함하는, 아크릴산 제조 방법을 제공한다.
한편, 본 명세서는, 젖산 수용액을 포함하는 제3-1 스트림(1)을 공급하는 피드 공급부(100); 수증기를 포함하는 제3-2 스트림(2)을 공급하는 수증기 공급부(200); 상기 피드 공급부로부터 제3-1 스트림을 공급받고, 상기 수증기 공급부로부터 제3-2 스트림을 공급받아 젖산 수용액의 기화 반응을 진행하는 기화 반응부(300); 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제3-3 스트림(3)을 수득하는, 수득부(400)를 포함하는, 젖산 기화 장치를 제공한다.
상기 기화 반응부(300)는, 그 하단에 상기 피드 공급부로부터 공급받은 제3-1 스트림 및 상기 수증기 공급부로부터 공급받은 제3-2 스트림을 기화 반응부 내부로 분무하는, 분무부(310)를 포함할 수 있다.
상기 피드 공급부는, 젖산 수용액을 공급하는 젖산 수용액 피드(110); 및 상기 제3-1 스트림의 온도 및 압력을 조절하기 위한 피드 전처리부(120)를 포함할 수 있다.
이 때, 상기 피드 전처리부(120)는, 상기 제3-1 스트림을 약 10 내지 약 300 ℃의 온도로 조절하여 배출할 수 있다.
그리고, 상기 수증기 공급부는, 물을 공급하는 물 공급부(210); 및 상기 제3-2 스트림의 온도 및 압력을 조절하기 위한 물 전처리부(220)를 포함할 수 있다.
이 때, 상기 물 전처리부(220)는, 상기 제3-2 스트림을 약 200 내지 약 600 ℃의 온도로 조절하여 배출할 수 있다.
그리고, 상기 분무부는, 상기 제3-1 스트림 및 상기 2 스트림을 혼합하여 분무하는 혼합 분무 노즐을 포함할 수 있다.
다른 일 예에 따르면, 상기 분무부는, 상기 제3-1 스트림을 분무하는 제3-1 노즐 및 상기 2 스트림을 분무하는 제3-2 노즐을 포함할 수 있다.
상기 분무부에서는 상기 제3-2 스트림 분무 유량에 대한 상기 제3-1 스트림 분무 유량의 비가 약 1 : 1.5 내지 약 1: 5가 되도록 조절될 수 있다.
상기 수득부는 상기 기화 반응부의 상부에 위치할 수 있다.
그리고, 상기 수득부는, 기화된 젖산 분자와 액화된 수용액 성분을 분리 배출하는 기-액 분리기(410)를 포함할 수 있다.
이 때, 상기 기-액 분리기로부터 배출된 수용액 성분은, 젖산 수용액 피드(110)로 회수되어 재사용될 수 있다.
본 발명에서, 제1-1, 제1-2등의 용어는 다양한 구성 요소들을 설명하는데 사용되며, 상기 용어들은 하나의 구성 요소를 다른 구성 요소와 구별하기 위한 목적으로만 사용된다.
또한, 본 명세서에서 사용되는 용어는 단지 예시적인 실시예들을 설명하기 위해 사용된 것으로, 본 발명을 한정하려는 의도는 아니다.
단수의 표현은 문맥상 명백하게 다르게 뜻하지 않는 한, 복수의 표현을 포함한다.
본 명세서에서, "포함하다", "구비하다" 또는 "가지다" 등의 용어는 실시된 특징, 숫자, 단계, 구성 요소 또는 이들을 조합을 설명하기 위한 것이며, 하나 또는 그 이상의 다른 특징들이나 숫자, 단계, 구성 요소, 이들의 조합 또는 부가 가능성을 배제하는 것은 아니다.
또한 본 명세서에 있어서, 각 층 또는 요소가 각 층들 또는 요소들의 "상에" 또는 "위에” 형성되는 것으로 언급되는 경우에는 각 층 또는 요소가 직접 각 층들 또는 요소들의 위에 형성되는 것을 의미하거나, 다른 층 또는 요소가 각 층 사이, 대상체, 기재 상에 추가적으로 형성될 수 있음을 의미한다.
본 발명은 다양한 변경을 가할 수 있고 여러 가지 형태를 가질 수 있는 바, 특정 실시예들을 예시하고 하기에서 상세하게 설명하고자 한다. 그러나, 이는 본 발명을 특정한 개시 형태로 한정하는 것이 아니며, 본 발명의 사상 및 기술 범위에 포함되는 모든 변경, 균등물 내지 대체물을 포함하는 것으로 이해되어야 한다.
본 명세서에서, 젖산이라 함은, 다음 화학식으로 표현되는 화합물로, 본 명세서에서 따로 언급하지 않는 한, 젖산 이성질체, 자연적으로 발생할 수 있는 젖산 이량체 및 젖산 올리고머를 모두 포괄하는 개념으로 사용된다.
Figure PCTKR2021014268-appb-img-000001
이하, 본 발명을 상세하게 설명한다.
본 발명의 일 측면에 따르면, 제1-1 농도의 젖산 수용액을 가열 및 가압하는 단계; 상기 가열 및 가압된 제1-1 농도의 젖산 수용액을 포함하는 액상(Liquid phase)의 제1-1 스트림을 분무하는 단계; 분무를 통해 상기 제1-1 스트림에 포함된 젖산을 기화시키는 단계; 및 젖산 분자를 포함하는 기상의 제1-3 스트림을 수득하는 단계를 포함하는, 젖산 기화 방법이 제공된다.
그리고 상기 젖산 기화 방법은 다음과 같은 장치에 의해 구현될 수 있다.
본 발명의 다른 일 측면에 따르면, 제1-1 농도의 젖산 수용액을 가열 및 가압하는, 전처리 부; 상기 전처리 부로부터 젖산 수용액을 공급받아 젖산 수용액을 포함하는 제1-1 스트림을 공급하는 피드 공급부; 상기 피드 공급부로부터 이송된 제1-1 스트림을 기화 반응기 내부로 분무하는, 분무부; 분무된 젖산 수용액이 기화되는, 기화 반응기; 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제1-3 스트림을 수득하는, 수득부를 포함하는, 젖산 기화 장치가 제공된다.
본 발명의 발명자들은, 고농도로 농축된 젖산 수용액을 가열 및 가압하여, 고온 고압 상태로 만들고, 이를 상압 조건의 기화 반응기에 분무하여, 순간적으로 기화시키는 경우, 젖산의 올리고머 농도를 매우 빠른 시간 내에 효율적으로 낮출 수 있다는 점을 발견하고, 본 발명을 완성하게 되었다.
젖산은 아크릴 산의 제조에 많이 사용되는데, 젖산을 탈수하여 아크릴 산을 제조하는 경우, 기상 반응에 의해 진행되기 때문에, 젖산을 젖산 분자로 기화할 필요가 있다.
그러나, 전술한 바와 같이, 젖산은, 생산 이후 보관이나 유통 과정에서 보통 높은 농도로 농축되어 보관되는데, 분자 내에 히드록시 그룹과 카르복실 그룹을 모두 포함하는 젖산 분자 특유의 구조적 특징으로 인하여 2량체(dimer) 구조를 형성하거나, 물 분자가 제거되어 탈수 축합된 형태의 올리고머를 형성하는 경우가 많다.
이런 젖산 올리고머 분자는, 기화 단계 혹은 반응 단계에서 탄화되어 코킹을 형성하여, 반응 촉매의 활성 면적을 감소시킬 수 있고, 최종 생성물에도 부산물로 포함될 수 있으며, 무엇보다 젖산 올리고머의 존재로 인하여, 반응에 참여할 수 있는 단 분자 형태 젖산의 함량이 크게 줄어들기 때문에, 농축된 젖산 수용액 내에서 젖산 올리고머를 단 분자 형태로 전환하여, 올리고머의 함량을 낮추고, 젖산 단 분자의 함량을 증가시킬 필요가 있다.
그러나, 높은 함량의 젖산 올리고머를 포함하는 농축된 젖산 수용액에 단순히 물을 첨가하여 농도를 묽히는 경우, 평형 이동 속도가 매우 느리기 때문에, 젖산 올리고머의 함량을 낮추는 데 매우 긴 시간이 소모된다.
일반적으로는 이 시간을 단축시키기 위해, 고농도의 젖산 수용액을 가열하여 기화시키는데, 젖산의 기화 효율이 물의 기화 효율보다 낮기 때문에, 물이 먼저 기화되고, 기화되는 젖산의 비율은 약 20 wt%를 하회하게 된다. 이 경우, 물이 먼저 기화되면서, 남아있던 젖산 수용액의 농도가 더욱 높아지는데, 이에 따라 남은 젖산 수용액에서 올리고머의 농도 역시 더 상승하게 되는 문제점이 있다.
이에, 본 발명의 일 예에 따른 젖산의 기화 방법에서는, 제1-1 농도의 젖산 수용액을 먼저 가열 및 가압하여, 고온 고압 상태로 만들고, 이를 기화 반응기 내로 분무하여, 분무를 통해 상기 제1-1 스트림에 포함된 젖산을 순간적으로 기화시키고, 기화된 젖산 분자를 포함하는 기상의 제1-3 스트림을 수득할 수 있다.
즉, 본 발명의 일 구현예에 따르면, 고농도의 젖산 수용액을 직접 가열하여 기화시키는 것이 아니라,
i) 고농도의 젖산 수용액을 다시 고온 및 고압 조건에서 가열, 가압하여, 분무할 수 있는 조건에 이르게 하되, 젖산 수용액 내에서 물이 먼저 기화하는 현상을 막고,
ii) 고온, 고압 상태의 젖산 수용액을 공급하여 기화 반응기 내에 일종의 에어로졸 또는 액적 형태로 분무하여,
iii) 기화 반응기 내에 에어로졸 형태로 분무된 고농도의 젖산이 순간적으로 기화되면서, 기화된 젖산 단 분자를 얻을 수 있게 된다.
한편, 위와 같은 젖산 기화 방법은 후술하는 장치에 의해 구현될 수 있다.
이러한 장치는, 제1-1 농도의 젖산 수용액을 가열 및 가압하는, 전처리 부; 상기 전처리 부로부터 젖산 수용액을 공급받아 젖산 수용액을 포함하는 제1-1 스트림을 공급하는 피드 공급부; 상기 피드 공급부로부터 이송된 제1-1 스트림을 기화 반응기 내부로 분무하는, 분무부; 분무된 젖산 수용액이 기화되는, 기화 반응기; 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제1-3 스트림을 수득하는, 수득부를 포함할 수 있다.
상기 제1-3 스트림 내, 젖산의 농도는, 약 30 wt% 이하, 또는 약 25 wt% 이하, 또는 약 20 wt% 이하일 수 있고, 그 하한은 공정 조건에 따라 큰 의미가 없을 수 있으나 약 0.1 wt% 이상, 혹은 약 5 wt% 이상일 수 있다.
여기서 젖산 단 분자를 포함하는 제1-3 스트림은, 더 구체적으로 예를 들어, 상술한 젖산 올리고머를 약 1 wt% 미만으로 포함, 바람직하게는 약 0.5 wt% 미만, 혹은 약 0.1 wt% 미만으로 포함할 수 있고, 더 바람직하게는, 실질적으로 젖산 올리고머를 포함하지 않는 것이 바람직할 수 있다.
실질적으로 젖산 올리고머를 포함하지 않는다 함은, 해당 공정에서 검출 가능한 한도 내에서, 젖산 올리고머의 함량이 0 wt%인 것을 의미한다.
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1-1 농도가 약 20 내지 약 99 wt%, 약 20 wt% 이상, 또는 약 30 wt% 이상, 또는 약 40 wt% 이상, 또는 약 50 wt% 이상, 또는 약 60 wt% 이상, 또는 약 70 wt% 이상, 또는 약 75 wt% 이상일 수 있고, 약 99 wt% 이하, 약 95 wt% 이하, 또는 약 90 wt% 이하, 또는 약 85 wt% 이하일 수 있다. 즉, 상기 젖산 수용액은 고농도로 농축된 것일 수 있다.
이는 일반적으로 젖산의 제조, 보관, 유통, 및 판매 등, 상용 젖산 원료의 일반적인 농도에 해당한다.
여기서 제1-1 스트림, 즉 공정 상 젖산 피드에 포함된 젖산 수용액은, 젖산이 물에 용해되어 있는 상태로, 전술한 바와 같이, 온도 및 농도 조건에 따라 당연히 젖산 단 분자, 젖산 2량체, 및 젖산 올리고머를 모두 포함하는 상태를 의미한다.
또한, 여기에서 설명한 젖산 농도 역시, 젖산 단 분자뿐 아니라, 젖산 단 분자, 젖산 2량체, 및 젖산 올리고머를 모두 포함한 젖산계 화합물의 농도를 의미한다.
더 구체적으로 예를 들어, 컴퓨터 모델링에 의해 계산하였을 때, 전체 젖산계 화합물의 농도 별 올리고머의 함량은, 다음 표 1과 같다.
다만, 이는, 실제 계산 모델에 따라 약간의 계산 오차가 나타날 수 있으며, 실제 측정 값 역시, 측정 조건이나, 측정 방법(적정법, 혹은 HPLC)에 따라 약간의 측정 오차가 나타날 수 있다.
전체 젖산계 화합물의 농도
(wt%)		 단 분자 농도
(wt%)		 2량체 농도
(wt%)		 3량체 이상 농도
(wt%)
5 5.0 0.019 0.001
10 9.9 0.079 0.011
15 14.8 0.187 0.013
20 19.6 0.35 0.05
25 24.3 0.575 0.125
30 29.0 0.874 0.126
35 33.6 1.26 0.14
40 38.0 1.75 0.25
45 42.3 2.35 0.35
50 46.3 3.11 0.59
55 50.2 4.03 0.77
60 53.8 5.18 1.02
65 56.9 6.58 1.52
70 59.6 8.31 2.09
75 61.5 10.4 3.1
80 62.5 13.0 4.5
85 62.2 16.2 6.6
90 60.1 19.8 10.1
95 55.4 23.6 16
100 47.6 26.6 25.8
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 가열 및 가압하는 단계에서는, 제1-1 농도의 젖산 수용액을 약 150℃ 내지 약 250℃ 의 온도, 바람직하게는 약 150 ℃ 이상, 또는 약 160 ℃ 이상, 약 250 ℃ 이하, 또는 약 200 ℃ 이하의 온도; 및 약 1bar 내지 약 40bar, 바람직하게는 약 1 bar 초과, 또는 약 5 bar 이상, 약 40 bar 이하, 또는 약 30 bar 이하, 또는 약 15 bar 이하의 압력 조건으로 가열 및 가압할 수 있다.
가열 및 가압 단계에서 상기 온도 및 압력 범위를 벗어나 지나치게 낮은 온도 및 압력으로 진행되는 경우, 혼합물의 온도가 낮아 분무 시 젖산이 충분히 기화되지 않는 문제점이 있을 수 있고, 지나치게 높은 온도 및 압력으로 진행되는 경우, 온도 유지를 압력이 과도하게 높아지거나 기화된 젖산의 온도가 너무 높아 젖산 분자가 다른 물질로 전환되는 문제점이 발생할 수 있다.
이러한 관점에서 상기 전처리 부는, 제1-1 농도의 젖산 수용액을 150℃ 내지 250℃ 의 온도 및 1bar 내지 40bar 의 압력 조건으로 가열 및 가압하는 온도 조절부 및 압력 조절부를 더 포함할 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 제1-1 스트림의 온도, 즉, 분무되는 제1-1 스트림의 온도는 약 10 내지 약 300 ℃, 바람직하게는 약 10 ℃ 이상, 또는 약 50 ℃ 이상, 또는 약 150 ℃ 이상일 수 있고, 약 300 ℃ 이하, 또는 약 250 ℃ 이하, 또는 약 200 ℃ 이하일 수 있다.
상기 제1-1 스트림이 상기 온도 범위를 벗어나 지나치게 낮은 온도인 경우, 기화된 젖산 일부가 응축되는 문제점이 있을 수 있고, 지나치게 높은 온도인 경우, 젖산 분자가 다른 물질로 전환되는 문제점이 발생할 수 있다.
이러한 관점에서, 상기 피드 공급부는 상기 제1-1 스트림의 온도를 조절하는 피드 온도 조절부를 더 포함할 수 있다.
피드로부터 공급된 젖산 수용액은 가열된 이후, 이송 라인 및 노즐을 통해 기화 반응기 내에 액적 형태로 분무된다.
즉, 발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 분무부는, 상기 제1-1 스트림을 기화 반응기 내부로 분무하는 제1-1 스트림 노즐을 포함할 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 제1-1 스트림은, 약 0.1 g/min 내지 1.0 g/min의 유량, 바람직하게는 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.15 g/min 이상, 약 1.0 g/min 이하, 또는 약 0.5 g/min 이하, 또는 약 0.3 g/min 이하의 유량으로 분무되는 것이 바람직할 수 있다.
제1-1 스트림의 분무량 및 분무 속도가 상기 범위를 벗어나 너무 낮은 경우, 공급되는 젖산의 유량이 너무 낮아져서 다음 단계로 진행되는 탈수 반응에서 과반응이 진행되는 문제점이 발생할 수 있으며, 너무 높은 경우, 기화에 필요한 열이 많아져서 불완전한 기화가 되는 문제점이 발생할 수 있다.
그리고 이 때, 상기 제1-1 스트림과 별도로, 고온의 수증기를 포함하는 제1-2 스트림을 상기 제1-1 스트림과 별도의 이송 라인 및 노즐을 통해 기화 반응기 내로 분무할 수 있다. 즉, 상기 제1-1 스트림과 상기 제1-2 스트림은 기화 반응기 내로 함께 혼합 분무되는 것이 바람직할 수 있다.
이러한 관점에서, 발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 젖산 기화 장치는 수증기를 공급하는 수증기 공급부를 더 포함하고, 상기 분무부는 및 상기 수증기 발생 장치로부터 수증기를 공급받아 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제1-2 스트림을 분무하는 제1-2 스트림 노즐을 더 포함할 수 있다.
이 경우, 제1-2 스트림으로 공급된 고온의 수증기가 제1-1 스트림으로 공급된 젖산과 혼합되어 젖산을 더 낮은 농도를 순간적으로 희석시킬 수 있고, 추가로, 젖산 분자에 열 에너지를 전달하여, 젖산 내 올리고머 함량을 빠르게 낮추고, 젖산 분자의 기화를 도울 수 있다.
혼합 분무 시에는, 상기 제1-1 스트림 및 제1-2 스트림의 이송 라인이 분무 전에 먼저 합쳐진 이후, 동일한 노즐을 통해 혼합 분무될 수도 있으나, 이보다는 상기 제1-1 스트림 및 제1-2 스트림이 각각 별도의 노즐을 통해 기화 반응기 내부로 혼합 분무되는 것이 더 바람직하다.
이러한 관점에서 상기 제1-2 스트림의 온도는 약 200 내지 약 600 ℃, 바람직하게는 약 250 ℃ 이상, 또는 약 300 ℃ 이상, 또는 약 350 ℃ 이상, 또는 약 400 ℃ 이상일 수 있고, 약 600 ℃ 이하, 또는 약 550 ℃ 이하, 또는 약 530 ℃ 이하일 수 있다.
이 때, 상기 제1-2 스트림과 상기 제1-1 스트림의 온도 차는 약 200 ℃ 이상, 또는 약 250 ℃ 이상이고, 약 500 ℃ 이하, 또는 약 450 ℃ 이하인 것이 바람직할 수 있다.
제1-2 스트림의 온도가 상기 범위를 벗어나 너무 낮은 경우, 혼합물의 온도가 너무 낮아 젖산이 충분히 기화되지 않는 문제점이 발생할 수 있으며, 제1-2 스트림의 온도가 상기 범위를 벗어나 너무 높은 경우, 온도 유지를 위해 압력이 과도하게 높아지는 문제점이 발생할 수 있다.
이러한 관점에서, 상기 수증기 공급부는 상기 제1-2 스트림의 온도를 조절하는 수증기 온도 조절부를 더 포함할 수 있다.
그리고, 상기 제1-2 스트림은, 0.1 g/min 내지 3.0 g/min의 유량, 바람직하게는 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.2 g/min 이상, 또는 약 0.3 g/min 이상, 약 3.0 g/min 이하, 또는 약 2.0 g/min 이하, 또는 약 1.0 g/min 이하의 유량으로 분무되는 것이 바람직할 수 있다.
제1-2 스트림의 분무량 및 분무 속도가 상기 범위를 벗어나 너무 낮은 경우, 기화에 공급되는 열이 적어져서 불완전한 기화가 발생하는 문제점이 발생할 수 있으며, 너무 높은 경우, 젖산의 농도가 묽어져 차후 생성물의 분리 과정에서 문제점이 발생할 수 있다.
이 때, 상기 혼합 분무 단계에서 제1-1 스트림 유량 : 제1-2 스트림 유량은 약 1 : 1.5 내지 약 1: 5인 것이 바람직할 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 제1-1 스트림과 상기 제1-2 스트림이 각각 이송 라인 및 노즐을 통해 기화 반응기 내에 액적 형태로 혼합 분무되기 이전에, 상기 기화 반응기 내부는, 미리 수증기로 포화시켜놓는 것이 바람직할 수 있다.
이러한 방법을 통해 제1-1 스트림이 고온 조건에서 반응기 내부로 분무될 때, 고온 조건에서 순간적으로 분무된 제1-1 스트림의 액적 내에 물이 증발하여 젖산이 농축되는 것을 방지할 수 있다.
그리고 이 때 기화 반응기는 약 300 내지 약 400 ℃ 의 온도 조건을 유지하는 상태에서 반응을 진행하는 것이 바람직할 수 있다.
한편, 본 명세서는, 상술한 방법에 따라 젖산을 기화하여 젖산 분자를 수득하는 단계; 상기 젖산 분자를 탈수 반응시켜 아크릴산을 제조하는 단계; 및 상기 아크릴산을 수득하는 단계를 포함하는, 아크릴산 제조 방법을 제공한다.
젖산의 분자 내 탈수에 의한 아크릴 산의 생성 반응은 다음과 같은 화학식으로 표시될 수 있으며, 촉매 존재 하에 1단계로 진행되는 것으로 알려져 있다.
Figure PCTKR2021014268-appb-img-000002
다만, 본 발명의 일 측면에 따른 아크릴산 제조 방법의 경우, 전술한 젖산 기화와 관련된 내용을 제외하고, 기화된 젖산으로부터 아크릴산을 생성하는 방법과 관련하여서는, 본 발명이 속하는 기술 분야에서 일반적으로 알려져 있는 촉매, 반응기, 혹은 반응 조건 등을 차용할 수 있다.
예를 들어, 젖산 탈수 반응에 사용되는 촉매는, CaSO4/ Na2SO4; Na4P2O7/CaSO4; Na4P2O7/Ca3(PO4)2; NaH2PO4-NaHCO3/SiO2; AlPO4-NH3; Ca3(PO4)2/CaSO4 등을 들 수 있다.
고체 촉매를 이용한 탈수 반응은 고정식 반응기를 사용한 연속식 반응, 또는 배치식 반응 등으로 진행될 수 있다. 고정식 반응기를 사용하는 경우, 반응기에 고체 촉매를 충진하고 반응물을 연속적으로 반응기에 공급하여 반응시킴으로 생성물을 연속적으로 제조할 수 있다.
탈수 반응의 온도는 약 300 내지 약 500 ℃, 또는 약 350 내지 약 450 ℃ 일 수 있다. 반응 압력은 약 1 기압 내지 약 5 기압, 또는 약 1 기압 내지 약 2 기압일 수 있다.
반응물의 공급 속도는 반응기의 형태나 종류, 다른 반응 조건 등에 따라 달라질 수 있지만, 구체적으로 예를 들어, 기체 상의 젖산 공급 속도(Weight Hourly Space Velocity, WHSV)가 약 0.05 내지 약 1.0/hr, 또는 약 0.10 내지 약 0.50/hr가 되도록 진행될 수 있다.
상기 조건을 벗어나는 경우, 수소화에 의한 분해 반응이 진행되어, 반응 효율이 저하되거나, 전환율이 낮아지는 문제점이 발생할 수 있다.
한편, 본 발명의 다른 일 측면에 따르면, 젖산 수용액을 포함하는 액상(Liquid phase)의 제3-1 스트림 및 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제3-2 스트림을 혼합 분무하는 단계; 상기 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림 사이의 열 교환을 통해 젖산 수용액을 기화하는 단계; 및 젖산 단 분자를 포함하는 기상의 제3-3 스트림을 수득하는 단계를 포함하는, 젖산 기화 방법이 제공된다.
본 발명의 다른 일 측면에 따르면, 젖산 수용액을 포함하는 제3-1 스트림(1)을 공급하는 피드 공급부(100); 수증기를 포함하는 제3-2 스트림(2)을 공급하는 수증기 공급부(200); 상기 피드 공급부로부터 제3-1 스트림을 공급받고, 상기 수증기 공급부로부터 제3-2 스트림을 공급받아 젖산 수용액의 기화 반응을 진행하는 기화 반응부(300); 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제3-3 스트림(3)을 수득하는, 수득부(400)를 포함하는, 젖산 기화 장치가 제공된다.
위 장치를 이용하는 경우, 젖산 수용액을 포함하는 액상(Liquid phase)의 제3-1 스트림 및 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제3-2 스트림을 혼합 분무하는 단계; 상기 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림 사이의 열 교환을 통해 젖산 수용액을 기화하는 단계; 및 젖산 단 분자를 포함하는 기상의 제3-3 스트림을 수득하는 단계를 포함하는, 젖산 기화 방법을 구현할 수 있다.
본 발명의 발명자들은, 고농도로 농축된 젖산 수용액을 수증기와 함께 혼합 분무하여, 직접 열 교환을 통해 기화시키는 경우, 젖산의 올리고머 농도를 매우 빠른 시간 내에 효율적으로 낮출 수 있다는 점을 발견하고, 본 발명을 완성하게 되었다.
젖산은 아크릴 산의 제조에 많이 사용되는데, 젖산을 탈수하여 아크릴 산을 제조하는 경우, 기상 반응에 의해 진행되기 때문에, 젖산을 젖산 분자로 기화할 필요가 있다.
그러나, 전술한 바와 같이, 젖산은, 생산 이후 보관이나 유통 과정에서 보통 높은 농도로 농축되어 보관되는데, 분자 내에 히드록시 그룹과 카르복실 그룹을 모두 포함하는 젖산 분자 특유의 구조적 특징으로 인하여 2량체(dimer) 구조를 형성하거나, 물 분자가 제거되어 탈수 축합된 형태의 올리고머를 형성하는 경우가 많다.
이런 젖산 올리고머 분자는, 기화 단계 혹은 반응 단계에서 탄화되어 코킹을 형성하여, 반응 촉매의 활성 면적을 감소시킬 수 있고, 최종 생성물에도 부산물로 포함될 수 있으며, 무엇보다 젖산 올리고머의 존재로 인하여, 반응에 참여할 수 있는 단 분자 형태 젖산의 함량이 크게 줄어들기 때문에, 농축된 젖산 수용액 내에서 젖산 올리고머를 단 분자 형태로 전환하여, 올리고머의 함량을 낮추고, 젖산 단 분자의 함량을 증가시킬 필요가 있다.
그러나, 높은 함량의 젖산 올리고머를 포함하는 농축된 젖산 수용액에 단순히 물을 첨가하여 농도를 묽히는 경우, 평형 이동 속도가 매우 느리기 때문에, 젖산 올리고머의 함량을 낮추는 데 매우 긴 시간이 소모된다.
일반적으로는 이 시간을 단축시키기 위해, 약 80 wt% 이상 고농도의 젖산 수용액을 가열하여 기화시키는데, 젖산의 기화 효율이 물의 기화 효율보다 낮기 때문에, 물이 먼저 기화되고, 기상에서의 젖산의 비율은 약 20 wt%를 하회하게 된다. 이 경우, 물이 먼저 기화되면서, 남아있던 젖산 수용액의 농도가 더욱 높아지는데, 이에 따라 남은 젖산 수용액에서 올리고머의 농도 역시 더 상승하게 되어, 이를 위한 추가 처리 과정이 요구되는 문제점이 있다.
이에, 본 발명의 측면에 따른 젖산의 기화 방법에서는, 젖산 수용액을 포함하는 액상(Liquid phase)의 제3-1 스트림 및 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제3-2 스트림을 혼합 분무하는 단계; 상기 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림 사이의 열 교환을 통해 젖산 수용액을 기화하는 단계; 및 젖산 단 분자를 포함하는 기상의 제3-3 스트림을 수득하는 단계를 포함한다.
그리고, 본 발명의 측면에 따른 젖산의 기화 장치에서는, 젖산 수용액을 포함하는 제3-1 스트림(1)을 공급하는 피드 공급부(100); 수증기를 포함하는 제3-2 스트림(2)을 공급하는 수증기 공급부(200); 상기 피드 공급부로부터 제3-1 스트림을 공급받고, 상기 수증기 공급부로부터 제3-2 스트림을 공급받아 젖산 수용액의 기화 반응을 진행하는 기화 반응부(300); 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제3-3 스트림(3)을 수득하는, 수득부(400)를 포함한다.
도 1은, 본 발명의 일 실시예에 따른 젖산 기화 장치를 나타낸 모식도이다.
도 1을 참고하면, 젖산 수용액을 포함하는 제3-1 스트림(1)을 공급하는 피드 공급부(100); 수증기를 포함하는 제3-2 스트림(2)을 공급하는 수증기 공급부(200); 상기 피드 공급부로부터 제3-1 스트림을 공급받고, 상기 수증기 공급부로부터 제3-2 스트림을 공급받아 젖산 수용액의 기화 반응을 진행하는 기화 반응부(300); 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제3-3 스트림(3)을 수득하는, 수득부(400)를 포함하는 젖산 기화 장치의 일 구현 형태를 확인할 수 있다.
즉, 본 발명의 일 구현예에 따르면, 고농도의 젖산 수용액을 직접 가열하여 기화시키는 것이 아니라, 고농도의 젖산 수용액을 일종의 에어로졸 형태로 분무하되, 여기에 고온의 수증기를 함께 혼합 분무하여, 젖산의 농도를 낮추는 동시에, 에어로졸 형태로 분무된 고농도의 젖산과 수증기 사이에 빠른 열 교환을 통해 젖산을 기화시켜, 기화된 젖산 단 분자를 얻을 수 있게 된다.
그리고 상기 제3-3 스트림 내, 젖산의 농도는, 약 30 wt% 이하, 또는 약 25 wt% 이하, 또는 약 20 wt% 이하일 수 있고, 그 하한은 공정 조건에 따라 큰 의미가 없을 수 있으나 약 0.1 wt% 이상, 혹은 약 5 wt% 이상일 수 있다.
여기서 젖산 단 분자를 포함하는 제3-3 스트림은, 더 구체적으로 예를 들어, 상술한 젖산 올리고머를 약 1 wt% 미만으로 포함, 바람직하게는 약 0.5 wt% 미만, 혹은 약 0.1 wt% 미만으로 포함할 수 있고, 더 바람직하게는, 실질적으로 젖산 올리고머를 포함하지 않는 것이 바람직할 수 있다.
실질적으로 젖산 올리고머를 포함하지 않는다 함은, 해당 공정에서 검출 가능한 한도 내에서, 젖산 올리고머의 함량이 0 wt%인 것을 의미한다.
발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제3-1 스트림에 포함된 상기 젖산 수용액은 젖산 농도가 약 40 내지 약 99 wt%, 약 45 wt% 이상, 또는 약 50 wt% 이상, 또는 약 60 wt% 이상, 또는 약 70 wt% 이상, 또는 약 75 wt% 이상일 수 있고, 약 99 wt% 이하, 약 95 wt% 이하, 또는 약 90 wt% 이하, 또는 약 85 wt% 이하로, 고농도로 농축된 것일 수 있다.
그리고, 상기 제3-1 스트림에 포함된 상기 젖산 수용액 중 다량체의 농도, 즉, 젖산 2량체 또는 3량체 이상의 젖산 올리고머의 농도는 약 2 내지 약 55 wt%, 또는 약 2 wt% 이상, 또는 약 5% 이상, 또는 약 7 wt% 이상, 또는 약 8 wt% 이상일 수 있고, 약 55 wt% 이하, 또는 약 40wt% 이하, 또는 약 20 wt% 이하로, 다량체의 함량이 상대적으로 높은 것일 수 있다.
여기서 제3-1 스트림, 즉 공정 상 젖산 피드에 포함된 젖산 수용액은, 젖산이 물에 용해되어 있는 상태로, 전술한 바와 같이, 온도 및 농도 조건에 따라 당연히 젖산 단 분자, 젖산 2량체, 및 젖산 올리고머를 모두 포함하는 상태를 의미하며, 여기에서 설명한 젖산 농도 역시, 젖산 단 분자뿐 아니라, 젖산 단 분자, 젖산 2량체, 및 젖산 올리고머를 모두 포함한 젖산계 화합물의 농도를 의미한다.
더 구체적으로 예를 들어, 알려져 있는 젖산의 올리고머화 평형 상수값을 바탕으로 컴퓨터 모델링에 의해 계산하였을 때, 전체 젖산계 화합물의 농도 별 올리고머의 함량은, 다음 표 2와 같다.
다만, 이는, 실제 계산 모델에 따라 약간의 계산 오차가 나타날 수 있으며, 실제 측정 값 역시, 측정 조건이나, 측정 방법(적정법, 혹은 HPLC)에 따라 약간의 측정 오차가 나타날 수 있다.
전체 젖산계 화합물의 농도
(wt%)		 단 분자 농도
(wt%)		 2량체 농도
(wt%)		 3량체 이상 농도
(wt%)
5 5.0 0.019 0.001
10 9.9 0.079 0.011
15 14.8 0.187 0.013
20 19.6 0.35 0.05
25 24.3 0.575 0.125
30 29.0 0.874 0.126
35 33.6 1.26 0.14
40 38.0 1.75 0.25
45 42.3 2.35 0.35
50 46.3 3.11 0.59
55 50.2 4.03 0.77
60 53.8 5.18 1.02
65 56.9 6.58 1.52
70 59.6 8.31 2.09
75 61.5 10.4 3.1
80 62.5 13.0 4.5
85 62.2 16.2 6.6
90 60.1 19.8 10.1
95 55.4 23.6 16
100 47.6 26.6 25.8
그리고, 피드로부터 공급된 젖산 수용액(제3-1 스트림)은, 가열 과정을 거칠 수 있다.
이를 위해, 상기 피드 공급부는, 젖산 수용액을 공급하는 젖산 수용액 피드(110); 및 상기 제3-1 스트림의 온도 및 압력을 조절하기 위한 피드 전처리부(120)를 포함할 수 있다.
이 때, 상기 피드 전처리부(120)는, 상기 제3-1 스트림을 약 10 내지 약 300 ℃의 온도 및 1 내지 50 기압의 압력 범위로 조절하여 배출할 수 있다.
더 구체적으로, 상기 피드 전처리부에서 배출되는 상기 제3-1 스트림의 온도는 약 10 내지 약 300 ℃, 바람직하게는 약 10 ℃ 이상, 또는 약 15 ℃ 이상, 또는 약 50 ℃ 이상일 수 있고, 약 300 ℃ 이하, 또는 약 250 ℃ 이하, 또는 약 200 ℃ 이하일 수 있다.
상기 제3-1 스트림이 상기 온도 범위를 벗어나 지나치게 낮은 온도인 경우, 혼합물의 온도가 낮아 젖산이 충분히 기화되지 않는 문제점이 있을 수 있고, 지나치게 높은 온도인 경우, 온도 유지를 위해 압력이 과도하게 높아지는 문제점이 발생할 수 있다.
피드로부터 공급된 젖산 수용액은 가열된 이후, 이송 라인 및 노즐을 통해 기화 반응기 내에 액적 형태로 분무된다. 젖산 수용액의 온도가 높게 유지되어 압력이 높을수록 작은 크기의 액적을 얻는 데 유리하다.
그리고 이 때, 상기 제3-1 스트림과 별도로, 수증기를 포함하는 제3-2 스트림 역시 이송 라인 및 노즐을 통해 기화 반응기 내에 액적 형태로 상기 제3-1 스트림과 함께 혼합 분무된다.
혼합 분무 시에는, 상기 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림의 이송 라인이 분무 전에 먼저 합쳐진 이후, 동일한 노즐을 통해 혼합 분무될 수도 있으나, 이보다는 상기 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림이 각각 별도의 노즐을 통해 기화 반응기 내부로 혼합 분무되는 것이 더 바람직하다.
이를 위해, 상기 기화 반응부(310)는, 그 하단에 상기 피드 공급부로부터 공급받은 제3-1 스트림 및 상기 수증기 공급부로부터 공급받은 제3-2 스트림을 기화 반응부 내부로 분무하는, 분무부(310)를 포함할 수 있다.
상기 분무부에서, 상기 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림은, i) 분무 이전 단계에서 합쳐져, 기화 반응부 내부로 혼합 분무되거나, ii) 분무 단계에서 단일 노즐로 합쳐져, 기화 반응부 내부로 혼합 분무되거나, iii) 별도의 노즐을 통해 기화 반응부 내부로 혼합 분무될 수 있다.
즉, 상기 분무부는, 상기 제3-1 스트림 및 상기 2 스트림을 혼합하여 분무하는 혼합 분무 노즐을 포함할 수 있다.
다른 일 예에 따르면, 상기 분무부는, 상기 제3-1 스트림을 분무하는 제3-1 노즐 및 상기 2 스트림을 분무하는 제3-2 노즐을 포함할 수 있다.
그러나, 이송 과정에서 젖산 수용액의 농도가 낮아지는 것을 방지하기 위해, 상기 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림이 각각 별도의 노즐을 통해 기화 반응기 내부로 혼합 분무되는 것이 더 바람직하다.
상기 제3-2 스트림은, 고농도로 농축된 젖산을 포함하는 제3-1 스트림에서 젖산의 농도를 순간적으로 낮추면서 동시에 제3-1 스트림에 열 에너지를 전달하여, 젖산 분자의 기화를 촉진시켜, 올리고머의 비율을 낮출 수 있다.
이러한 관점에서 상기 제3-2 스트림의 온도는 약 200 내지 약 600 ℃, 바람직하게는 약 250 ℃ 이상, 또는 약 300 ℃ 이상, 또는 약 350 ℃ 이상, 또는 약 400 ℃ 이상일 수 있고, 약 600 ℃ 이하, 또는 약 550 ℃ 이하, 또는 약 530 ℃ 이하일 수 있다.
이를 위해, 상기 수증기 공급부는, 물을 공급하는 물 공급부(210); 및 상기 제3-2 스트림의 온도 및 압력을 조절하기 위한 물 전처리부(220)를 포함할 수 있다.
그리고, 상기 물 전처리부(220)는, 상기 제3-2 스트림을 상술한 온도 및 약 1 내지 10 기압의 압력 범위로 조절하여 배출할 수 있다.
상기 제3-2 스트림과 상기 제3-1 스트림의 온도 차는 약 200 ℃ 이상, 또는 약 250 ℃ 이상이고, 약 500 ℃ 이하, 또는 약 450 ℃ 이하인 것이 바람직할 수 있다.
제3-2 스트림의 온도가 상기 범위를 벗어나 너무 낮은 경우, 혼합물의 온도가 낮아 젖산이 충분히 기화되지 않는 문제점이 발생할 수 있으며, 제3-2 스트림의 온도가 상기 범위를 벗어나 너무 높은 경우, 온도 유지를 위해 압력이 과도하게 높아지는 문제점이 발생할 수 있다.
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 제3-1 스트림은, 0.05 g/min 내지 1.5 g/min의 유량으로 분무될 수 있고, 그 하한 값은 약 0.05 g/min 이상, 또는 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.15 g/min 이상, 또는 약 0.18 g/min 이상인 것이 바람직할 수 있으며, 그 상한 값은 약 1.5 g/min 이하, 또는 약 1.0 g/min 이하, 또는 약 0.8 g/min 이하인 것이 바람직할 수 있다.
제3-1 스트림의 분무량 및 분무 속도가 상기 범위를 벗어나 너무 낮은 경우, 공급되는 젖산의 유량이 너무 낮아져서 다음 단계로 진행되는 탈수반응에서 과반응이 진행되는 문제점이 발생할 수 있으며, 너무 높은 경우, 기화에 필요한 열이 많아져서 불완전한 기화가 발생할 수 있다.
그리고, 상기 제3-2 스트림은, 0.1 g/min 내지 4.0 g/min 의 유량으로 분무될 수 있고, 그 하한 값은 약 0.1 g/min 이상, 또는 약 0.2 g/min 이상, 또는 약 0.3 g/min 이상인 것이 바람직할 수 있으며, 그 상한 값은 약 4.0 g/min 이하, 또는 약 3.0 g/min 이하, 또는 약 2.0 g/min 이하인 것이 바람직할 수 있다.
제3-2 스트림의 분무량 및 분무 속도가 상기 범위를 벗어나 너무 낮은 경우, 기화에 공급되는 열이 적어져서 불완전한 기화가 발생할 수 있으며, 너무 높은 경우, 젖산의 농도가 묽어져서 차후 생성물의 분리 과정에서 문제점이 발생할 수 있다.
상기 혼합 분무 단계에서 제3-1 스트림 유량 : 제3-2 스트림 유량은 약 1 : 1.5 내지 약 1: 5인 것이 바람직할 수 있다.
상기 범위를 벗어나 제3-1 스트림의 유량 비율이 너무 작은 경우, 공급되는 젖산의 유량이 적어 효율이 낮아지고, 생성물 분리 과정에서 부하가 커지는 문제점이 발생할 수 있으며, 제3-2 스트림의 유량 비율이 너무 작은 경우, 기화에 공급되는 열이 적어져서 불완전한 기화가 발생할 수 있다
발명의 다른 일 실시예에 따르면, 상기 제3-1 스트림과 상기 제3-2 스트림이 각각 이송 라인 및 노즐을 통해 기화 반응기 내에 액적 형태로 혼합 분무되기 이전에, 상기 기화 반응기 내부는, 미리 수증기로 포화시켜놓는 것이 바람직할 수 있다.
이러한 방법을 통해 제3-1 스트림이 고온 조건에서 반응기 내부로 분무될 때, 고온 조건에서 순간적으로 분무된 제3-1 스트림의 액적 내에 물이 증발하여 젖산이 농축되는 것을 방지할 수 있다.
그리고 이 때 기화 반응기는 약 150 내지 약 250 ℃ 의 온도 조건을 유지하는 상태에서 반응을 진행하는 것이 바람직할 수 있다.
상기 수득부는 상기 기화 반응부의 상부에 위치할 수 있다.
기화 반응부의 하부로 공급된 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림이 혼합 분무된 이후, 제3-1 스트림에 포함되어있던 젖산 수용액이 순간적으로 기화되면서 생성된 젖산 단 분자는 기화 반응부의 상부의 수득부로 이동하게 된다.
그리고, 상기 수득부는, 기화된 젖산 분자와 액화된 수용액 성분을 분리 배출하는 기-액 분리기(410)를 포함할 수 있다.
이 때, 상기 기-액 분리기로부터 배출된 수용액 성분은, 젖산 수용액 피드(110)로 회수되어 재사용될 수 있다.
한편, 본 명세서는, 상기 어느 한 방법에 따라 젖산을 기화하여 젖산 분자를 수득하는 단계; 상기 젖산 분자를 탈수 반응시켜 아크릴산을 제조하는 단계; 및 상기 아크릴산을 수득하는 단계를 포함하는, 아크릴산 제조 방법을 제공한다.
젖산의 분자 내 탈수에 의한 아크릴 산의 생성 반응은 다음과 같은 화학식으로 표시될 수 있으며, 촉매 존재 하에 1단계로 진행되는 것으로 알려져 있다.
Figure PCTKR2021014268-appb-img-000003
다만, 본 발명의 일 측면에 따른 아크릴산 제조 방법의 경우, 전술한 젖산 기화와 관련된 내용을 제외하고, 기화된 젖산으로부터 아크릴산을 생성하는 방법과 관련하여서는, 본 발명이 속하는 기술 분야에서 일반적으로 알려져 있는 촉매, 반응기, 혹은 반응 조건 등을 차용할 수 있다.
예를 들어, 젖산 탈수 반응에 사용되는 촉매는, CaSO4/ Na2SO4; Na4P2O7/CaSO4; Na4P2O7/Ca3(PO4)2; NaH2PO4-NaHCO3/SiO2; AlPO4-NH3; Ca3(PO4)2/CaSO4 등을 들 수 있다.
고체 촉매를 이용한 탈수 반응은 고정식 반응기를 사용한 연속식 반응, 또는 배치식 반응 등으로 진행될 수 있다. 고정식 반응기를 사용하는 경우, 반응기에 고체 촉매를 충진하고 반응물을 연속적으로 반응기에 공급하여 반응시킴으로 생성물을 연속적으로 제조할 수 있다.
탈수 반응의 온도는 약 300 내지 약 500 ℃, 또는 약 300 내지 약 400 ℃ 일 수 있다. 반응 압력은 약 1 기압 내지 약 5 기압, 또는 약 1 기압 내지 약 2 기압일 수 있다.
반응물의 공급 속도는 반응기의 형태나 종류, 다른 반응 조건 등에 따라 달라질 수 있지만, 구체적으로 예를 들어, 기체 상의 젖산 공급 속도(Weight Hourly Space Velocity, WHSV)가 약 0.05 내지 약 1.0/hr, 또는 약 0.10 내지 약 0.50/hr가 되도록 진행될 수 있다.
상기 조건을 벗어나는 경우, 올리고머화 또는 수소화에 의한 분해 반응이 진행되어, 반응 효율이 저하되거나, 전환율이 낮아지는 문제점이 발생할 수 있다.
본 발명의 일 측면에 따른 젖산 기화 방법 및 장치에 의하면, 높은 농도로 농축되어있던 젖산 수용액에서, 단 시간 내에 젖산 올리고머의 함량을 줄이고, 젖산 단 분자의 함량을 높일 수 있다.
도 1은, 본 발명의 일 실시예에 따른 젖산 기화 장치를 나타낸 모식도이다.
이하, 발명의 구체적인 실시예를 통해, 발명의 작용 및 효과를 보다 상술하기로 한다. 다만, 이러한 실시예는 발명의 예시로 제시된 것에 불과하며, 이에 의해 발명의 권리범위가 정해지는 것은 아니다.
<제1 실시예>
약 80 wt% 농도의 젖산 수용액을 준비하였다.
전처리 부에서 180 ℃ 및 10 atm 의 조건으로 젖산 수용액을 가열 및 가압하여, 피드로 공급할 준비를 하였다.
젖산 수용액 농도
(wt%)		 올리고머 비율 온도
(℃)		 압력
(atm)
실시예 1 80 0.23 180 10
실시예 2 80 0.24 180 10
젖산 수용액, 즉, 젖산, 젖산 2량체, 및 젖산 올리고머를 모두 포함하는 피드의 젖산 수용액 농도는, 각 시료를 채취하여 원소 분석을 통해 탄소 함량을 측정하고, 이를 젖산 내 탄소의 함량 비로 나누어 결정하였다.
젖산 수용액 내 젖산 올리고머(2량체 포함)의 비율은, 각 시료를 채취하고, 이를 HPLC를 통해 젖산 단 분자의 함량을 분석한 후, 상기 젖산 수용액의 농도와 단 분자의 함량으로부터, 올리고머 량을 전체 젖산 계 화합물의 양으로 나누어 계산하였다.
그리고, 상기 젖산 수용액을 포함하는 제1-1 스트림을 공급하는 피드 공급부; 수증기를 포함하는 제1-2 스트림을 공급하는 수증기 공급부; 상기 피드 공급부로부터 이송된 젖산 수용액 및 상기 수증기 공급부로부터 이송된 수증기가 각각의 노즐을 통해 혼합 분무되는, 분무부; 혼합 분무 이후 젖산 수용액이 기화되는, 기화 반응부; 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제1-3 스트림을 수득하는, 수득부를 포함하는 형태의 젖산 기화 장치를 준비하였다.
피드 공급부와 수증기 공급부에는 온도계 및 온도 조절 장치가 구비되어, 공급되는 피드(제1-1 스트림)과 수증기(제1-2 스트림)의 온도를 조절할 수 있게 하였으며, 수득부에는 제1-3 스트림의 온도를 측정할 수 있도록 온도계가 구비되었다.
먼저, 수증기를 기화 반응기 내부에 투입하여, 기화 반응기 내부가 수증기로 포화되도록 하였다.
이후, 상기 실시예 1 내지 7에 따른 젖산 수용액을 피드 공급부를 통해 제1-1 스트림으로 공급하고, 수증기를 수증기 공급부를 통해 공급하여, 각각의 노즐을 통해 기화 반응부 내부로 연속적으로 혼합 분무되도록 하면서, 수득부를 통해 기화된 젖산 분자를 포함하는 제1-3 스트림을 수득하였다.
분무 조건은 다음 표 4에 정리된 바와 같다.
젖산 수용액
온도
(℃)		 젖산 수용액
압력
(atm)		 젖산 수용액
분무량
( g/min)		 수증기 온도
(℃)		 수증기 분무량
실시예 1 180 10 0.2 450 0.60
실시예 2 180 10 0.2 500 0.35
수득되는 제1-3 스트림을 분석하여, 제1-3 스트림 내 전체 젖산 계 화합물의 농도와 이 중 올리고머의 비율을 측정 및 계산하여, 하기 표 5에 정리하였다.
제1-3 스트림
온도
(℃)		 젖산 농도
(wt%)		 올리고머 비율
실시예 1 180 19 0.04
실시예 2 180 9 0.03
상기 표 4를 참고하면, 본 발명의 실시예에 따르는 경우, 연속적으로 젖산을 기화시켜, 젖산 올리고머의 함량을 매우 짧은 시간 내에 줄일 수 있는 것을 명확히 확인할 수 있다.
<제2 실시예>
이와 별개로, 다음 표 6에 정리된 바와 같은 농도의 젖산 수용액을 준비하였다.
젖산 수용액 농도
(wt%)		 초기 올리고머 비율 온도
(℃)		 압력
(atm)
실시예 1 80 0.24 25 1
실시예 2 80 0.23 80 1
실시예 3 80 0.24 80 1
실시예 4 70 0.15 80 1
실시예 5 60 0.1 80 1
실시예 6 80 0.23 180 10
실시예 7 80 0.24 180 10
젖산 수용액, 즉, 젖산, 젖산 2량체, 및 젖산 올리고머를 모두 포함하는 피드의 젖산 수용액 농도는, 각 시료를 채취하여 원소 분석을 통해 탄소 함량을 측정하고, 이를 젖산 내 탄소의 함량 비로 나누어 결정하였다.
젖산 수용액 내 젖산 올리고머(2량체 포함)의 비율은, 각 시료를 채취하고, 이를 HPLC를 통해 젖산 단 분자의 함량을 분석한 후, 상기 젖산 수용액의 농도와 단 분자의 함량으로부터, 올리고머 량을 전체 젖산 계 화합물의 양으로 나누어 계산하였다.
그리고, 상기 젖산 수용액을 포함하는 제3-1 스트림을 공급하는 피드 공급부; 수증기를 포함하는 제3-2 스트림을 공급하는 수증기 공급부; 상기 피드 공급부로부터 이송된 젖산 수용액 및 상기 수증기 공급부로부터 이송된 수증기가 각각의 노즐을 통해 혼합 분무되는, 분무부; 혼합 분무 이후 젖산 수용액이 기화되는, 기화 반응부; 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제3-3 스트림을 수득하는, 수득부를 포함하는, 도 1에 예시한 형태의 젖산 기화 장치를 준비하였다.
피드 공급부와 수증기 공급부에는 온도계 및 온도 조절 장치가 구비되어, 공급되는 피드(제3-1 스트림)과 수증기(제3-2 스트림)의 온도를 조절할 수 있게 하였으며, 수득부에는 제3-3 스트림의 온도를 측정할 수 있도록 온도계가 구비되었다.
먼저, 수증기를 기화 반응기 내부에 투입하여, 기화 반응기 내부가 수증기로 포화되도록 하였다.
이후, 상기 실시예 1 내지 7에 따른 젖산 수용액을 피드 공급부를 통해 제3-1 스트림으로 공급하고, 수증기를 수증기 공급부를 통해 공급하여, 각각의 노즐을 통해 기화 반응부 내부로 연속적으로 혼합 분무되도록 하면서, 수득부를 통해 기화된 젖산 분자를 포함하는 제3-3 스트림을 수득하였다.
분무 조건은 다음 표 7에 정리된 바와 같다.
젖산 수용액
온도
(℃)		 젖산 수용액
압력
(atm)		 젖산 수용액
분무량
(g/min)		 수증기 온도
(℃)		 수증기 분무량
(g/min)
실시예 1 25 1 0.6 450 1.8
실시예 2 80 1 0.6 450 1.8
실시예 3 80 1 0.4 500 1.2
실시예 4 80 1 0.4 500 1.0
실시예 5 80 1 0.2 500 0.40
실시예 6 180 10 0.2 450 0.60
실시예 7 180 10 0.2 500 0.35
수득되는 제3-3 스트림을 분석하여, 제3-3 스트림 내 전체 젖산 계 화합물의 농도와 이 중 올리고머의 비율을 측정 및 계산하여, 하기 표 8에 정리하였다.
제3-3 스트림
온도
(℃)		 젖산 농도
(wt%)		 올리고머 비율
실시예 1 25 14 0.08
실시예 2 80 16 0.10
실시예 3 80 17 0.12
실시예 4 80 15 0.06
실시예 5 80 <1 0
실시예 6 180 19 0.04
실시예 7 180 9 0.03
상기 표 4를 참고하면, 본 발명의 실시예에 따르는 경우, 연속적으로 젖산을 기화시켜, 젖산 올리고머의 함량을 매우 짧은 시간 내에 줄일 수 있는 것을 명확히 확인할 수 있다.
[부호의 설명]
1: 제3-1 스트림; 2: 제3-2 스트림; 3: 제3-3 스트림;
100: 피드 공급부; 110: 젖산 수용액 피드; 120: 피드 전처리부;
200: 수증기 공급부; 210: 물 공급부; 220: 물 전처리부;
300: 기화 반응부; 310: 분무부;
400: 수득부; 410: 기-액 분리기
111, 121, 211, 221: 유량 조절계(밸브)

Claims (41)

  1. 제1-1 농도의 젖산 수용액을 가열 및 가압하는 단계;
    상기 가열 및 가압된 제1-1 농도의 젖산 수용액을 포함하는 액상(Liquid phase)의 제1-1 스트림을 분무하는 단계;
    분무를 통해 상기 제1-1 스트림에 포함된 젖산을 기화시키는 단계; 및
    젖산 분자를 포함하는 기상의 제1-3 스트림을 수득하는 단계를 포함하는,
    젖산의 기화 방법.
  2. 제1항에 있어서,
    상기 가열 및 가압하는 단계는, 상기 제1-1 농도의 젖산 수용액을 150℃ 내지 250℃ 의 온도 및 1bar 내지 40bar의 압력 조건으로 가열 및 가압하는, 젖산의 기화 방법.
  3. 제1항에 있어서,
    상기 제1-1 농도는 20 내지 99 wt%인, 젖산 기화 방법.
  4. 제1항에 있어서,
    상기 제1-1 스트림의 온도는 10 ℃ 내지 300 ℃인, 젖산 기화 방법.
  5. 제1항에 있어서,
    상기 제1-1 스트림은, 0.1 g/min 내지 1.0 g/min의 유량으로 분무되는, 젖산 기화 방법.
  6. 제1항에 있어서,
    상기 제1-1 스트림 분무 시, 상기 제1-1 스트림 및 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제1-2 스트림을 혼합 분무하는,
    젖산 기화 방법.
  7. 제6항에 있어서,
    상기 제1-2 스트림의 온도는 200 내지 600 ℃인, 젖산 기화 방법.
  8. 제6항에 있어서,
    상기 제1-2 스트림은, 0.1 g/min 내지 3.0 g/min의 유량으로 분무되는, 젖산 기화 방법.
  9. 제6항에 있어서,
    상기 혼합 분무 단계에서 제1-1 스트림 유량 : 제1-2 스트림 유량 = 1 : 1.5 내지 1: 5인, 젖산 기화 방법.
  10. 제1항 내지 제9항 중 어느 한 항의 방법에 따라 젖산을 기화하여 젖산 분자를 수득하는 단계;
    상기 젖산 분자를 탈수 반응시켜 아크릴산을 제조하는 단계; 및
    상기 아크릴산을 수득하는 단계를 포함하는,
    아크릴산 제조 방법.
  11. 제1-1 농도의 젖산 수용액을 가열 및 가압하는, 전처리 부;
    상기 전처리 부로부터 젖산 수용액을 공급받아 젖산 수용액을 포함하는 제1-1 스트림을 공급하는 피드 공급부;
    상기 피드 공급부로부터 이송된 제1-1 스트림을 기화 반응기 내부로 분무하는, 분무부;
    분무된 젖산 수용액이 기화되는, 기화 반응기; 및 기화된 젖산 분자를 포함하는 제1-3 스트림을 수득하는, 수득부를 포함하는,
    젖산 기화 장치.
  12. 제11항에 있어서,
    상기 전처리 부는, 제1-1 농도의 젖산 수용액을 150℃ 내지 250℃ 의 온도 및 1bar 내지 40bar의 압력 조건으로 가열 및 가압하는 온도 조절부 및 압력 조절부를 더 포함하는, 젖산 기화 장치.
  13. 제1-2 항에 있어서,
    상기 제1-1 농도는 20 내지 99 wt%인, 젖산 기화 장치.
  14. 제11항에 있어서,
    상기 피드 공급부는 상기 제1-1 스트림의 온도는 150 내지 300 ℃로 조절하는 피드 온도 조절부를 더 포함하는, 젖산 기화 장치.
  15. 제11항에 있어서,
    상기 분무부는, 상기 제1-1 스트림이 0.1 g/min 내지 1.0 g/min의 유량으로 분무되도록 조절하는 제1-1 스트림 노즐을 포함하는, 젖산 기화 장치.
  16. 제11항에 있어서,
    상기 젖산 기화 장치는 수증기를 공급하는 수증기 공급부를 더 포함하고,
    상기 분무부는 및 상기 수증기 발생 장치로부터 수증기를 공급받아 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제1-2 스트림을 기화 반응기 내부로 분무하는 제1-2 스트림 노즐을 더 포함하는,
    젖산 기화 장치.
  17. 제16항에 있어서,
    상기 수증기 공급부는 상기 제1-2 스트림의 온도를 200 내지 600 ℃로 조절하는 수증기 온도 조절부를 더 포함하는, 젖산 기화 장치.
  18. 제16항에 있어서,
    상기 분무부에서 상기 제1-2 스트림은, 0.1 g/min 내지 3.0 g/min의 유량으로 분무되도록 조절되는, 젖산 기화 장치.
  19. 제16항에 있어서,
    상기 분무부에서 상기 제1-1 스트림 유량 : 상기 제1-2 스트림 유량 = 1 : 1.5 내지 1: 5가 되도록 조절되는, 젖산 기화 장치.
  20. 젖산 수용액을 포함하는 액상(Liquid phase)의 제3-1 스트림 및 수증기를 포함하는 기상(gas phase)의 제3-2 스트림을 혼합 분무하는 단계;
    상기 제3-1 스트림 및 제3-2 스트림 사이의 열 교환을 통해 젖산 수용액을 기화하는 단계; 및
    젖산 단 분자를 포함하는 기상의 제3-3 스트림을 수득하는 단계를 포함하는,
    젖산 기화 방법.
  21. 제20항에 있어서,
    상기 제3-1 스트림에 포함된 상기 젖산 수용액은 젖산 농도가 40 내지 99 wt%인, 젖산 기화 방법.
  22. 제20항에 있어서,
    상기 제3-1 스트림에 포함된 상기 젖산 수용액 중 다량체의 농도가 2 내지 55 wt%인, 젖산 기화 방법.
  23. 제20항에 있어서,
    상기 제3-1 스트림의 온도는 10 내지 300 ℃인, 젖산 기화 방법.
  24. 제20항에 있어서,
    상기 제3-2 스트림의 온도는 200 내지 600 ℃인, 젖산 기화 방법.
  25. 제20항에 있어서,
    상기 제3-2 스트림과 상기 제3-1 스트림의 온도 차는 200 ℃ 내지 500 ℃ 인, 젖산 기화 방법.
  26. 제20항에 있어서,
    상기 제3-1 스트림은, 0.05 g/min 내지 1.5 g/min 의 유량으로 분무되는, 젖산 기화 방법.
  27. 제20항에 있어서,
    상기 제3-2 스트림은, 0.1 g/min 내지 4.0 g/min의 유량으로 분무되는, 젖산 기화 방법.
  28. 제20항에 있어서,
    상기 혼합 분무 단계에서 제3-1 스트림 유량 : 제3-2 스트림 유량 = 1 : 1.5 내지 1: 5인, 젖산 기화 방법.
  29. 제20항 내지 제28항 중 어느 한 항의 방법에 따라 젖산을 기화하여 젖산 분자를 수득하는 단계;
    상기 젖산 분자를 탈수 반응시켜 아크릴산을 제조하는 단계; 및
    상기 아크릴산을 수득하는 단계를 포함하는,
    아크릴산 제조 방법.
  30. 젖산 수용액을 포함하는 제3-1 스트림을 공급하는 피드 공급부;
    수증기를 포함하는 제3-2 스트림을 공급하는 수증기 공급부;
    상기 피드 공급부로부터 제3-1 스트림을 공급받고, 상기 수증기 공급부로부터 제3-2 스트림을 공급받아 젖산 수용액의 기화 반응을 진행하는 기화 반응부; 및
    기화된 젖산 분자를 포함하는 제3-3 스트림을 수득하는, 수득부를 포함하는,
    젖산 기화 장치.
  31. 제30항에 있어서,
    상기 기화 반응부는, 그 하단에 상기 피드 공급부로부터 공급받은 제3-1 스트림 및 상기 수증기 공급부로부터 공급받은 제3-2 스트림을 기화 반응부 내부로 분무하는, 분무부를 포함하는,
    젖산 기화 장치.
  32. 제30항에 있어서,
    상기 피드 공급부는, 젖산 수용액을 공급하는 젖산 수용액 피드; 및
    상기 제3-1 스트림의 온도 및 압력을 조절하기 위한 피드 전처리부를 포함하는, 젖산 기화 장치.
  33. 제32항에 있어서,
    상기 피드 전처리부는, 상기 제3-1 스트림을 10 내지 300 ℃의 온도로 배출하는, 젖산 기화 장치.
  34. 제30항에 있어서,
    상기 수증기 공급부는, 물을 공급하는 물 공급부; 및
    상기 제3-2 스트림의 온도 및 압력을 조절하기 위한 물 전처리부를 포함하는, 젖산 기화 장치.
  35. 제34항에 있어서,
    상기 물 전처리부는, 상기 제3-2 스트림을 200 내지 600 ℃의 온도로 배출하는, 젖산 기화 장치.
  36. 제31항에 있어서,
    상기 분무부는, 상기 제3-1 스트림 및 상기 2 스트림을 혼합하여 분무하는 혼합 분무 노즐을 포함하는,
    젖산 기화 장치.
  37. 제31항에 있어서,
    상기 분무부는, 상기 제3-1 스트림을 분무하는 제3-1 노즐 및 상기 2 스트림을 분무하는 제3-2 노즐을 포함하는,
    젖산 기화 장치.
  38. 제31항에 있어서,
    상기 분무부에서는 상기 제3-2 스트림 분무 유량에 대한 상기 제3-1 스트림 분무 유량의 비가 1 : 1.5 내지 1: 5가 되도록 조절되는,
    젖산 기화 장치.
  39. 제30항에 있어서,
    상기 수득부는 상기 기화 반응부의 상부에 위치하는,
    젖산 기화 장치.
  40. 제30항에 있어서,
    상기 수득부는, 기화된 젖산 분자와 액화된 수용액 성분을 분리 배출하는 기-액 분리기를 포함하는,
    젖산 기화 장치.
  41. 제40항에 있어서,
    상기 기-액 분리기로부터 배출된 수용액 성분은, 젖산 수용액 피드로 회수되어 재사용되는, 젖산 기화 장치.
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