[go: up one dir, main page]

WO2014112808A1 - 알칸올의 제조 장치 - Google Patents

알칸올의 제조 장치 Download PDF

Info

Publication number
WO2014112808A1
WO2014112808A1 PCT/KR2014/000480 KR2014000480W WO2014112808A1 WO 2014112808 A1 WO2014112808 A1 WO 2014112808A1 KR 2014000480 W KR2014000480 W KR 2014000480W WO 2014112808 A1 WO2014112808 A1 WO 2014112808A1
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
raw material
distillation column
stream
heat exchanger
flow
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Ceased
Application number
PCT/KR2014/000480
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
이성규
신준호
이종구
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
LG Chem Ltd
Original Assignee
LG Chem Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by LG Chem Ltd filed Critical LG Chem Ltd
Priority to EP14740153.3A priority Critical patent/EP2947065B1/en
Priority to BR112015016173-1A priority patent/BR112015016173B1/pt
Priority to US14/443,591 priority patent/US10112122B2/en
Priority to CN201480005133.6A priority patent/CN104968636B/zh
Priority to JP2015544010A priority patent/JP6208249B2/ja
Publication of WO2014112808A1 publication Critical patent/WO2014112808A1/ko
Anticipated expiration legal-status Critical
Ceased legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B01D3/141—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column where at least one distillation column contains at least one dividing wall
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/74—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation
    • C07C29/76—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation by physical treatment
    • C07C29/80—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation by physical treatment by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C31/00—Saturated compounds having hydroxy or O-metal groups bound to acyclic carbon atoms
    • C07C31/02—Monohydroxylic acyclic alcohols
    • C07C31/04—Methanol

Definitions

  • the present application relates to an apparatus and a method for producing alkanol.
  • Alkanols such as octanol
  • octanol are used in various applications in the chemical industry, such as, for example, perfumes, solvents for organic synthesis, plasticizers and the like.
  • octanol may be prepared through hydrogenation of n-butylaldehyde.
  • the octanol prepared through the hydrogenation reaction may be distilled through one or more distillation columns, and part or all of the flow is refluxed to the distillation column after passing through a reboiler or a condenser in the distillation process, thereby increasing Octanol can be obtained.
  • the present application provides an apparatus and method for producing alkanol.
  • the present application relates to an apparatus for producing alkanol.
  • An exemplary apparatus for manufacturing may include a distillation column.
  • the manufacturing apparatus may be a distillation column assembly or a distillation system including the distillation column.
  • the alkanol production apparatus it is possible to separate and purify the alkanol of high purity while minimizing the energy loss generated during the alkanol production process.
  • the apparatus will be described with reference to the drawings, but the drawings are exemplary and the scope of the apparatus is not limited to the drawings.
  • FIG. 1 is a view showing an apparatus for preparing alkanol by way of example, and shows an apparatus including a distillation column 100 into which a raw material 110 including a compound of Formula 1 is introduced.
  • R is an alkyl group, for example, an alkyl group having 1 to 20 carbon atoms, 1 to 16 carbon atoms, 1 to 12 carbon atoms, or 1 to 8 carbon atoms.
  • the alkyl group may have a linear, branched, or cyclic structure, and optionally substituted with one or more substituents as necessary.
  • the component of Formula 1 may be octanol, for example, 2-ethylhexanol.
  • the distillation column 100 may be a dividing wall distillation column 100.
  • the dividing wall distillation column 100 is a device designed for distillation of the raw material 110 including three components of so-called low boiling point, middle boiling point and high boiling point.
  • the dividing wall distillation column 100 is a device similar in thermodynamic view to a so-called Petlyuk column.
  • the thermal complex distillation column has a structure in which the preliminary separator and the main separator are thermally integrated. The column primarily separates the low boiling point and high boiling point material from the preliminary separator, and the top and bottom portions of the preliminary separator are respectively introduced into the feed stage of the main separator to separate the low, middle and high boiling point materials from the main separator. It is designed.
  • the dividing wall 101 is installed in the tower and the preliminary separator is integrated inside the main separator.
  • the dividing wall distillation column 100 may have, for example, a structure as shown in FIG. 1.
  • 1 shows an exemplary dividing wall distillation column 100.
  • the exemplary distillation column 100 has a structure in which an interior is divided by a partition wall 101 and includes an upper condenser 102, a lower reboiler 103, and the like.
  • the interior of the dividing wall distillation column 100 is virtually divided by a dotted line in the drawing, for example, a top region 104 from which a low boiling point flow is discharged, a bottom region 105 from which a high boiling point flow is discharged,
  • the raw material supply region 106 into which the raw material 110 flows in and the product outflow region 107 into which the product flows out may be divided into the upper and lower feed regions 1061 and 106. 1062, the product outlet region 107 can be divided into an upper outlet region 1071 and a lower outlet region 1072.
  • the term "upper and lower supply region” refers to a space on the side to which the raw material 110 is supplied, that is, a raw material supply region (in the structure of the dividing wall distillation column 100).
  • the "upper and lower outflow area” is a distillation column for the space on the side where the product flows out, that is, the product outflow area 107 in the space divided by the partition wall 101 inside the partition wall distillation column 100, respectively.
  • the upper and lower regions may be referred to.
  • the specific kind of the dividing wall distillation column 100 that can be used in the distillation of alkanol is not particularly limited.
  • a dividing wall distillation column 100 having a general structure as shown in FIG. 1 may be used, or a distillation column designed to change the position or shape of the dividing wall 101 in the distillation column in consideration of purification efficiency may be used.
  • the number of stages and the inner diameter of the distillation column are not particularly limited, and for example, the number of stages may be set based on the theoretical number derived from the distillation curve considering the composition of the raw material 110.
  • the raw material 110 is transferred to the raw material supply region 106 of the dividing wall distillation column 100 as shown in FIG. 1.
  • the raw material 110 introduced into the raw material supply region 106 may be separated into the product flow 140, the bottom stream 130, and the top stream 120 to be discharged.
  • the raw material 110 flows into the raw material supply region 106 of the dividing wall distillation column 100, and then, in the top region 104 of the dividing wall distillation column 100, the components of the raw material 110.
  • the top bottom stream 130 is discharged from the bottom region 105 of the dividing wall distillation column 100. do.
  • the middle boiling point component may be discharged from the product outlet region 107 to the product flow 140.
  • the raw material 110 including octanol for example, 2-ethylhexanol
  • each of the top regions 104 of the dividing wall distillation column 100 is introduced.
  • the low boiling point flow, which is a relatively low boiling point component, of the components of the raw material 110 is discharged
  • the high boiling point flow which is a relatively high boiling point component, of the components of the raw material 110 in the column bottom region 105 of the dividing wall distillation column 100 Discharged separately.
  • the product stream 140 including octanol, such as 2-ethylhexanol, which is a relatively middle boiling point component of the raw material 110 is a product outlet region 107 of the dividing wall distillation column 100, eg, For example, it is discharged from the upper outflow area 1071 or the lower outflow area 1072.
  • the overhead stream 120 of the dividing wall distillation column 100 may be returned to the overhead region 104 of the tower via a condenser 102 and the other part may be stored as a product.
  • the high boiling point flow of the dividing wall distillation column 100 is passed through the reboiler 103, a part of the reflux to the bottom region 105 of the column, the other part may be produced as a product.
  • the term "low boiling point flow” refers to a stream having a relatively low boiling point component rich in the top region 104 of the dividing wall distillation column 100
  • the term "high boiling point flow” refers to a separation wall type.
  • a high boiling point component having a relatively high boiling point discharged from the bottom region 105 of the distillation column 100 means a rich flow.
  • product stream refers to a stream enriched in a product, ie, a middle boiling point component, flowing out of the product outlet region 107 of the dividing wall distillation column 100.
  • rich flow means a low boiling point component and a bottom bottom region 105 included in the stream discharged from the top region 104 rather than the content of the low boiling point component, the high boiling point component, and the middle boiling point component included in the raw material 110.
  • the product outflow region 107 Means a stream having a higher content of each of the high boiling point component and the middle boiling point component included in the flow discharged from the product outlet region 107, for example, the top region 104, the bottom
  • the content of each of the low boiling point component, the high boiling point component and the low boiling point component included in each of the flows exiting the region 105, the product outflow region 107 is at least 50 wt%, at least 80 wt%, at least 90 wt%, 95 wt% It may mean a flow of more than or 99% by weight or more.
  • the low boiling point flow and the top flow 120 may be used in the same sense
  • the high boiling point flow and the bottom flow 130 may be used in the same sense
  • the middle boiling point flow and the product flow 140 may have the same meaning. Can be used.
  • the manufacturing apparatus may include a heat exchanger.
  • the heat exchanger may heat exchange some or all of one or more of the flows selected from the group consisting of the overhead stream 120, the bottom stream 130, and the product stream 140, such that alkanols, for example, 2 It is possible to separate and purify high purity alkanols while minimizing energy loss generated during the production of ethylhexanol.
  • the heat exchanger heat exchanges some or all of the overhead stream 120 with water, or one or more flows selected from the group consisting of the overhead stream 120, the bottom stream 130, and the product stream 140. Some or all of the heat exchanger may exchange heat with the raw material 110 flowing into the raw material supply region 106.
  • FIG. 2 is a view showing an apparatus for producing the alkanol according to the first embodiment of the present application.
  • the heat exchanger may be a top flow heat exchanger 300.
  • the overhead flow heat exchanger 300 may be positioned to be directly or indirectly connected to a pipe through which the low boiling point flow of the manufacturing apparatus flows, and from a thermodynamic point of view, preferably the overhead flow heat exchanger 300 May be directly connected to a pipe through which the low boiling point flow of the distillation column 100 flows.
  • the overhead flow heat exchanger 300 may be located at the front end of the condenser 102 such that the overhead flow 120 sequentially passes through the heat exchanger 300 and the condenser 102. .
  • the low boiling point flow for example, after passing sequentially through the top flow heat exchanger 300 and the condenser 102, a portion of the low boiling point flow passed through the condenser 102 is refluxed to the distillation column (100). Can be.
  • the low boiling point flow of the dividing wall distillation column 100 passes through the top flow heat exchanger 300, the top flow heat exchanger 300 To supply heat. Accordingly, the low boiling point flow is refluxed into the dividing wall distillation column 100 at a relatively low temperature.
  • the cost required in the condensation process can be reduced.
  • the overhead flow heat exchanger 300 may be a steam generating heat exchanger.
  • the low boiling point flow passes through the overhead steam generating heat exchanger 300, whereby the overhead flow heat exchanger 300 is a portion of the low boiling point flow out of the overhead region 104 or All can be exchanged with water to produce hot steam.
  • the high temperature steam generated by the heat exchanger 300 may be used as a heat source, for example, a vaporizer, a stripping column, or an isomer column used in the manufacturing process of octanol. have.
  • the reflux ratio of the low boiling point stream refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably 18.5 to 25.5 from the thermodynamic point of view.
  • the reflux ratio is adjusted to a range of 100 or less, preferably 70 or less, and more preferably 25.5 or less, so that the top flow 120 having a temperature of 120 to 120 ° C. is heat-exchanged with the water through the top flow heat exchanger 300. While minimizing the energy consumption required for the reflux of the overhead stream flowing back to the distillation column 100, a portion of the overhead stream 120 may be produced as a high purity product.
  • reflux ratio refers to the ratio of the reflux flow rate to the outflow flow rate flowing out of the distillation column (100).
  • FIG 3 shows an exemplary manufacturing apparatus according to a second embodiment of the present application.
  • the overhead flow heat exchanger 310 may be a raw material preheating heat exchanger.
  • the low-boiling stream flows through the raw material preheating heat exchanger 310 so that a part or all of the low-boiling stream flowing out of the tower region 104 flows into the raw material supply region 106.
  • the raw material 110 may be preheated by heat exchange with the raw material 110.
  • the raw material 110 flowing into the dividing wall distillation column 100 may be preheated, thereby separating the separation.
  • the reflux ratio of the low boiling point stream which is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange is made may be 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably 8.4 to 17.3 from the thermodynamic point of view.
  • the reflux ratio is adjusted to a range of 100 or less, preferably 70 or less, and more preferably 17.3 or less, so that the top flow 120 having a temperature of 90 to 100 ° C. is heat-exchanged with the raw material through the top flow heat exchanger 300. While minimizing the energy consumption required for the reflux of the overhead stream flowing back to the distillation column 100, a portion of the overhead stream 120 may be produced as a high purity product. Also in this case, by adjusting the reflux ratio within the range of 5 to 70, preferably 8.4 to 17.3, it is possible to produce 2-ethylhexanol of high purity, eg, at least 99.0% purity, from the product stream.
  • the heat exchanger may be a heat exchanger for product flow, and in one example, may be a raw material preheating heat exchanger.
  • FIG 4 shows an exemplary manufacturing apparatus according to a third embodiment of the present application.
  • the product stream 140 including the middle boiling point stream exits the product outlet region 107 by passing through the raw material preheating heat exchanger 400 for the product stream.
  • the raw material 110 may be preheated by exchanging a part or all of the intermediate boiling point flows with the raw material 110 flowing into the raw material supply region 106.
  • the product flow 140 flowing out of the product outlet region 107 of the dividing wall distillation column 100 passes through the heat exchanger 400 for the product flow, so that the heat exchanger 400 for the product flow
  • the raw material 110 may be preheated by exchanging a part or all of the product flow 140 flowing out of the product outlet area 107 with the raw material 110 flowing into the raw material supply area 106.
  • the product flow 140 discharged from the product outlet region 107 of the high temperature dividing wall distillation column 100 flows along the pipe in the product flow heat exchanger 400 After the heat exchange with the raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column 100 may be produced as a product through the cooler 600 sequentially.
  • the raw material 110 flowing into the dividing wall distillation column 100 may be preheated.
  • the reflux ratio of the low boiling point stream, ie, the top flow, returned to the distillation column 100 after the heat exchange is made may be 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably 15.2 to 18.5 days from the thermodynamic point of view. Can be.
  • the reflux ratio of the overhead flow is adjusted to a range of 100 or less, preferably 70 or less, and more preferably 18.5 or less, so that the product flow of 40 to 100 ° C. is heat-exchanged with the raw material through the heat exchanger 400 for product flow.
  • a portion of the overhead stream 120 may be produced as a high purity product. Also in this case, by controlling the reflux ratio within the range of 5 to 70, preferably 15.2 to 18.5, it is possible to produce high purity, for example, at least 99.0% 2-ethylhexanol from the product stream 140. have.
  • the manufacturing apparatus may include both the overhead flow heat exchanger 300 and the product flow heat exchanger 400.
  • the overhead flow heat exchanger 300 may be a steam generating heat exchanger.
  • part or all of the low boiling point flow that is, the overhead stream 120 of the dividing wall distillation column 100 passes through the steam generating heat exchanger 300 for the overhead stream, thereby exchanging heat with water.
  • Steam may be generated, and the steam generated in the overhead flow steam generating heat exchanger 300 may be, for example, re-boiler 103 before introducing the raw material 110 into the dividing wall distillation column 100.
  • the top flow heat exchanger By including, by reducing the amount of cooling water used in the condensation process using the condenser 102 before a portion of the low boiling point flow of the dividing wall distillation column 100 is returned to the top region 104 of the dividing wall distillation column 100, It is possible to additionally obtain the effect of reducing the cost required in the condensation process.
  • the reflux ratio of the low boiling point stream refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange is made may be from 1 to 100, preferably from 5 to 70, more preferably from 7.2 to 16.5 from the thermodynamic point of view.
  • the reflux ratio is adjusted to a range of 100 or less, preferably 70 or less, and more preferably 16.5 or less, so that the raw material, which has undergone heat exchange through the heat exchanger 400 for product flow, is introduced into the distillation column and then 100 in the column top region.
  • part of the overhead stream can be produced as a high-purity product. Also in this case, by adjusting the reflux ratio within the range of 5 to 70, preferably 7.2 to 16.5, it is possible to produce high purity, for example, at least 99.0% 2-ethylhexanol from the product stream 140. have.
  • an exemplary alkanol production apparatus of the present application may include a raw material preheating heat exchanger 310 and a heat exchanger 400 for product flow.
  • the raw material flowing into the dividing wall distillation column 100 by heat-exchanging the low boiling point flow with the raw material 110 of the low temperature flowing into the dividing wall distillation column 100 through the raw material preheating heat exchanger 310. 110 may be preheated, and if the raw material 110 is not sufficiently preheated, additional preheating of the raw material may be achieved through the heat exchanger 400 for product flow.
  • a heater for raising the temperature of the raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column 100 or a reboiler for heating the bottoms flow 130 discharged from the bottom region 105 of the dividing wall distillation column 100 ( The energy consumption used in 103 can be reduced. Furthermore, by reducing the amount of cooling water used in the condensation process using the condenser 102 before the low boiling point flow of the dividing wall distillation column 100 is returned to the top region 104 of the dividing wall distillation column 100, The cost of the process can be reduced.
  • the temperature of the product flow so that the temperature difference ( ⁇ T min ) between the preheated raw material and the product stream 140 through the overhead preheating material preheating heat exchanger 310 is 5 °C or more and
  • the pressure of a pipe through which a product flow flows can be adjusted by reducing or pressurizing.
  • the reflux ratio of the low boiling point stream refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably 6.8 to 16.1 from a thermodynamic point of view. As described above, the reflux ratio is adjusted to 100 or less, preferably 16.1 or less, such that 100 to 120 ° C.
  • the energy consumption required for the reflux of the overhead stream 120 in the overhead stream 120 is returned to the distillation column 100 at a temperature of 40 to 120 °C heat exchanged through the overhead flow heat exchanger 310 At the same time, part of the overhead stream can be produced as a high-purity product.
  • the heat exchanger may be a bottom flow heat exchanger, and in one example, may be a raw material preheating heat exchanger.
  • FIG. 5 is a view showing an exemplary manufacturing apparatus according to a fourth embodiment of the present application.
  • a portion of the high boiling point flow discharged from the bottom region 105 is returned to the bottom region 105 through a reboiler, and the remaining part or all of the high boiling point flow is piped.
  • the raw material preheating heat exchanger 500 for the bottom flow After flowing through the raw material preheating heat exchanger 500 for the bottom flow flow to the dividing wall distillation column 100 and the heat exchange with the raw material 110, it can be produced as a product through the cooler 601 sequentially.
  • part or all of the high boiling point flow flowing out of the bottom region 105 is heat-exchanged with the raw material 110 flowing into the raw material supply region 106. 110) can be preheated.
  • the high boiling point flow is heat-exchanged with the low temperature raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column 100 through the raw material preheating heat exchanger 500 for the bottom flow, thereby being introduced into the dividing wall distillation column 100.
  • the raw material 110 may be preheated, so that the low boiling point flow of the dividing wall distillation column 100, ie, the top flow 120, is returned to the top region 104 of the dividing wall distillation column 100 before the condenser ( By reducing the amount of cooling water used in the condensation process using the 102, it is possible to reduce the cost required for the condensation process.
  • the low boiling point flow which is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange is performed, that is, the reflux ratio of the top flow 120 may be 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably from a thermodynamic point of view. Preferably 16.6 to 19.8.
  • the reflux ratio is adjusted to a range of 100 or less, preferably 70 or less, and more preferably 19.8 or less, so that the bottom flow 130 of 40 to 100 ° C. is heat-exchanged with the raw material through the column bottom heat exchanger 500.
  • a part of the tops flow 120 may be produced as a high purity product. Also in this case, by controlling the reflux ratio within the range of 5 to 70, preferably 16.6 to 19.8, high purity, for example, 99.0% or more of 2-ethylhexanol can be produced from the product stream 140. have.
  • the manufacturing apparatus may include a bottoms feedstock preheat heat exchanger 500 and a product flow heat exchanger 400.
  • the product flow is introduced into the dividing wall distillation column 100 by performing heat exchange with the raw material 110 flowing into the low temperature dividing wall distillation column 100 through the raw material preheating heat exchanger 400 for the product flow.
  • the raw material 110 may be preheated, and if the raw material 110 is not sufficiently preheated, additional preheating of the raw material may be performed through the column bottom heat exchanger 500.
  • a heater for raising the temperature of the raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column 100 or a reboiler for heating the bottoms flow 130 discharged from the bottom region 105 of the dividing wall distillation column 100 ( The energy consumption used in 103 can be reduced. Furthermore, by reducing the amount of cooling water used in the condensation process using the condenser 102 before the low boiling point flow of the dividing wall distillation column 100 is returned to the top region 104 of the dividing wall distillation column 100, The cost of the process can be reduced.
  • the temperature of the bottom stream 130 so that the temperature difference ( ⁇ T min ) between the preheated raw material and the bottom stream flows through the product flow raw material preheating heat exchanger 400 is 5 ° C or more.
  • the pressure of the pipe through which the tower bottom flow 130 flows may be adjusted by reducing or pressing the pressure.
  • the low boiling point flow, which is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange is performed that is, the reflux ratio of the top flow 120 may be 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably from a thermodynamic point of view. May be 12.1 to 17.0.
  • the reflux ratio is adjusted to a range of 100 or less, preferably 17.0 or less, thereby producing 2-ethylhexanol having high purity, for example, 99.0% or more, from the product stream 140.
  • the manufacturing apparatus may include a top flow raw material preheat heat exchanger 310 and a bottom flow raw material preheat heat exchanger 500.
  • the column top stream 120 of the dividing wall distillation column is heat-exchanged with the raw material 110 introduced into the low temperature dividing wall distillation column 100 through the column top raw material preheating heat exchanger 310.
  • the raw material 110 introduced into the wall distillation column 100 may be preheated, and if the raw material 110 is not sufficiently preheated, additional preheating of the raw material may be performed through the column bottom heat exchanger 500.
  • Another embodiment of the present application provides an apparatus for producing alkanol including a condenser, a reboiler, a steam generating heat exchanger for overhead flow, a raw material preheating heat exchanger, and a dividing wall distillation column equipped with a dividing wall.
  • FIG. 6 is a view showing a fifth embodiment of the alkanol production apparatus of the present exemplary application.
  • the alkanol production apparatus of the present application includes a condenser 102, a reboiler 103, and a separation wall 101, and includes a raw material supply region 106, a product outlet region 107, and a top region ( It may include a dividing wall distillation column 100 divided into a 104 and a column bottom region 105, the dividing wall distillation column 100 may also include a top flow heat exchanger 300 and a raw material preheating heat exchanger. .
  • the raw material 110 including octanol, for example, 2-ethylhexanol may be introduced into the raw material supply region 106 of the dividing wall distillation column 100, and the introduced raw material 110 may be introduced.
  • the overhead flow heat exchanger 300 may be a steam generating heat exchanger.
  • part or all of the low boiling point flow of the dividing wall distillation column 100 may pass through the heat exchanger 300 for the top flow, thereby exchanging heat with water to generate steam.
  • Steam generated in the overhead flow heat exchanger 300 may be used in a heating process using a heater before introducing the raw material 110 into the dividing wall distillation column 100 or a manufacturing process of octanol It can be used as a heat source such as a vaporizer, stripping column, and isomer column used in the present invention.
  • the top flow heat exchanger By including 300, the amount of cooling water used in the condensation process using the condenser 102 before a portion of the low boiling point flow of the dividing wall distillation column 100 is returned to the top region 104 of the dividing wall distillation column 100. By reducing, it is possible to further obtain an effect that can reduce the cost required in the condensation process.
  • the dividing wall distillation column includes a raw material preheating heat exchanger.
  • the raw material preheating heat exchanger heats some or all of the bottom stream 130 or product stream 140 with the raw material entering the raw material feed zone to heat the raw material.
  • the raw material preheating heat exchanger may be a heat exchanger 400 for product flow.
  • the heat exchanger 400 for the product flow in the above may be positioned to be directly or indirectly connected to the piping through which the product flow 140 of the manufacturing apparatus flows, and from a thermodynamic point of view, preferably the heat exchanger for the product flow 400 may be directly connected to the pipe through which the product flow 140 of the distillation column 100 flows.
  • the product flow 140 of the dividing wall distillation column 100 passes through the product flow heat exchanger 400, whereby the product flow heat exchanger 400 ) To supply heat.
  • the raw material 110 flowing into the dividing wall distillation column 100 may be preheated and heated.
  • a heater for raising the temperature of the raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column 100 or a reboiler for heating the bottoms flow 130 discharged from the bottom region 105 of the dividing wall distillation column 100 The energy consumption used at 103 can be reduced.
  • the cost required for the cooling process can be reduced.
  • the reflux ratio of the overhead flow flowing back to the distillation column 100 after the heat exchange may be 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably 7.2 to 16.5 in terms of thermodynamics. .
  • the reflux ratio is adjusted to a range of 100 or less, preferably 16.5 or less as described above, when the raw material having heat exchanged through the product flow heat exchanger flows into the distillation column and then flows out at a temperature of 100 to 120 ° C. in the column top region, While minimizing the energy consumption required for the reflux of the overhead stream 120 refluxed to the distillation column 100 at a temperature of 40 to 120 °C heat exchanged through the flow heat exchanger to produce a portion of the overhead stream 120 as a high purity product Can be. Also in this case, by adjusting the reflux ratio within the range of 5 to 70, preferably 7.2 to 16.5, it is possible to produce high purity, for example, at least 99.0% 2-ethylhexanol from the product stream 140. have.
  • the dividing wall distillation column 100 may also include a top flow heat exchanger 300 and a raw material preheating heat exchanger.
  • the raw material preheating heat exchanger It may be a bottom flow heat exchanger.
  • FIG. 7 is a view showing a sixth embodiment of an exemplary alkanol production apparatus of the present application.
  • the bottom flow heat exchanger 500 may be positioned to be directly or indirectly connected to the pipe through which the bottom flow 130 of the manufacturing apparatus flows. From the thermodynamic point of view, the bottom flow heat exchanger is preferable. 500 may be directly connected to the pipe through which the bottom stream 120 of the distillation column 100 flows.
  • the bottom flow 130 of the dividing wall distillation column 100 passes through the bottom flow heat exchanger 500, thereby providing the bottom flow heat exchanger 500.
  • the raw material 110 flowing into the dividing wall distillation column 100 may be preheated and heated.
  • a heater for raising the temperature of the raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column 100 or a reboiler for heating the bottoms flow 130 discharged from the bottom region 105 of the dividing wall distillation column 100 The energy consumption used at 103 can be reduced.
  • the reflux ratio of the overhead stream 120 that is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be 1 to 100, preferably from 5 to 70, more preferably from 8.1 to 17.1 from a thermodynamic point of view.
  • the reflux ratio is adjusted to a range of 100 or less, preferably 70 or less, more preferably 17.1 or less, thereby allowing 2-ethylhexanol of high purity, for example, 99.0% or more, from the product stream 140 to be purified.
  • the present application also relates to a method for producing alkanol, for example, the production method may be performed by the apparatus for producing alkanol described above.
  • Exemplary methods may include introducing a raw material 110 including the compound of Formula 1, for example, octanol, such as 2-ethylhexanol, into the dividing wall distillation column 100; And distilling the raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column 100 to separate the product stream 140, the bottom stream 130, and the top stream 120.
  • R is an alkyl group.
  • part or all of the overhead stream 120 may be heat-exchanged with the raw material 110 or the water outside the distillation column 100 introduced into the distillation column 100.
  • the raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column 100 is exchanged. It may be preheated, thereby heating the bottom stream 130 discharged from the bottom region 105 of the heater or the dividing wall distillation column 100 to increase the temperature of the raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column (100).
  • the energy consumption used in the reboiler 103 to.
  • the condenser 102 by reducing the amount of cooling water used in the condensation process using the condenser 102 before the top stream 120 of the dividing wall distillation column 100 is returned to the top region 104 of the dividing wall distillation column 100.
  • the reflux ratio of the overhead stream 120 that is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be adjusted to 1 to 100, preferably from 5 to 70, more preferably 8.4 from a thermodynamic point of view. To 17.3.
  • the hot steam may be produced by exchanging a part or all of the overhead stream 120 with water outside the distillation column 100, and the generated hot steam may be, for example, an evaporator used in an octanol manufacturing process. It can be used as a heat source such as a vaporizer, a stripping column, or an isomer column.
  • the reflux ratio of the overhead stream 120 that is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be adjusted to 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably 18.5 from a thermodynamic point of view. To 25.5.
  • the production method may also further heat exchange some or all of the product stream 140 or the bottoms stream with the raw material 110 entering the distillation column 100.
  • part or all of the overhead stream 120 is heat-exchanged with water outside the distillation column 100, and part or all of the product stream 140 is introduced into the distillation column 100. It may be heat exchanged with the raw material 110.
  • the reflux ratio of the overhead stream 120 that is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be adjusted to 1 to 100, preferably from 5 to 70, more preferably from 7.2 to 16.5 from the thermodynamic point of view. Can be adjusted.
  • some or all of the overhead stream 120 and some or all of the product stream 140 may be heat exchanged with the raw material 110 introduced into the distillation column 100.
  • the reflux ratio of the overhead stream 120 that is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be adjusted to 1 to 100, preferably from 5 to 70, more preferably from 8.4 to 17.3 from the thermodynamic perspective Can be adjusted.
  • a part or all of the column head stream 120 is heat-exchanged with water outside the distillation column 100, and the raw material 110 flowing part or all of the column bottom stream into the distillation column 100.
  • Heat exchange with In this case, the reflux ratio of the overhead stream 120 that is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be adjusted to 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably 8.1 to 17.1 from the thermodynamic point of view. Can be adjusted.
  • some or all of the columnar stream 120 and some or all of the columnar stream 130 may be heat-exchanged with the raw material 110 introduced into the distillation column 100.
  • the reflux ratio of the overhead stream 120 that is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be adjusted to 1 to 100, preferably from 5 to 70, more preferably from 9.1 to 17.6 in terms of thermodynamics Can be adjusted.
  • a part or all of the product stream 140 and a part or all of the column bottom stream 130 may be heat-exchanged with the raw material 110 introduced into the distillation column 100.
  • the reflux ratio of the overhead stream 120 that is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange is made can be adjusted to 1 to 100, preferably 5 to 70, more preferably 12.1 to 17.0 from a thermodynamic point of view. Can be adjusted.
  • a part or all of the overhead stream 120 may be heat-exchanged with water outside the distillation column 100, and some or all of the overhead stream 120 and part or all of the product stream 140 may be Heat exchange with the raw material 110 introduced into the 100).
  • the reflux ratio of the overhead stream 120 that is refluxed to the distillation column 100 after the heat exchange may be adjusted to 1 to 100, preferably from 5 to 70, more preferably from 7.2 to 16.5 from the thermodynamic point of view. Can be adjusted.
  • a part or all of the bottoms flow 130 and / or the product flows 140 is further heat-exchanged with the raw material 110 flowing into the low-temperature dividing wall distillation column 100 to thereby provide a part of the tops stream 120.
  • the cost of the cooling process is reduced. can do.
  • the temperature of the raw material 110 introduced into the dividing wall distillation column 100 before performing heat exchange with the overhead stream 120 or the product flow 140 of the dividing wall distillation column 100 is It may be maintained at 30 ° C to 50 ° C, and the raw material 110 flowing into the dividing wall distillation column 100 after the heat exchange with the top flow 120 or the product flow 140 of the dividing wall distillation column 100 The temperature may be maintained at 60 ° C to 130 ° C.
  • a separation process may be performed while maintaining the upper operating pressure of the dividing wall distillation column 100 at 0.01 Kg / cm 2 to 10 Kg / cm 2 .
  • the separation process may be performed while maintaining the lower operating pressure of the dividing wall distillation column 100 at 0.3 Kg / cm 2 to 11 Kg / cm 2 .
  • the present application it is possible to save energy by reducing the amount of steam used in the reboiler of the device in the production of alkanol or the amount of cooling water in the condenser and the cooler, and the steam generated through the overhead heat exchanger can be used in various fields. Can be used for In addition, according to the present application, it is possible to produce a high purity alkanol.
  • 1 is a view showing an exemplary dividing wall distillation column.
  • 2 to 7 show embodiments of an apparatus for producing an exemplary alkanol.
  • Octanol was prepared using a dividing wall distillation column as shown in FIG. 2. Specifically, a separation process is performed by introducing a raw material containing 2-ethylhexanol into the dividing wall distillation column, and the lower operating pressure of the dividing wall distillation column is about 0.8 Kg / cm 2 , and the operating temperature is about 160 ° C. The upper operating pressure of the dividing wall distillation column was about 0.3 Kg / cm 2 , and the operating temperature was about 95 ° C. In addition, a portion of the high-boiling stream discharged to the bottom region of the dividing wall distillation column was refluxed to the dividing wall distillation column through a reboiler.
  • the heat exchange is performed by using the raw material introduced into the dividing wall distillation column and the raw material preheating heat exchanger for the raw material flow.
  • Octanol was purified by the same method as in Example 1 except for the following. In this case, the reflux ratio of the overhead flow of the dividing wall distillation column was set to be 15.2 to 18.5.
  • a part of the bottom stream discharged from the bottom region of the dividing wall distillation column is refluxed to the bottom region through the reboiler, and the other part is heat exchanged using the raw material introduced into the dividing wall distillation column and the raw material preheating heat exchanger for the bottom flow.
  • Octanol was purified in the same manner as in Example 1 except that it was carried out. In this case, the reflux ratio of the overhead flow of the dividing wall distillation column was set to 16.6 to 19.8.
  • a part of the bottom stream discharged from the bottom region of the dividing wall distillation column is refluxed to the bottom region through the reboiler, and the other part is heat exchanged using the raw material introduced into the dividing wall distillation column and the raw material preheating heat exchanger for the bottom flow.
  • Octanol was purified in the same manner as in Example 1, except that the low boiling point component and water discharged from the column top region of the dividing wall distillation column were passed through the steam generating heat exchanger for the column flow before passing through the condenser.
  • the reflux ratio of the overhead flow of the dividing wall distillation column was set to 8.1 to 17.1.
  • octanol was purified using a distillation column assembly in which a general distillation column was sequentially connected.
  • the flow from the top section of the first general distillation column is passed through a condenser and partly refluxed into the general distillation column, and the other part is produced as a product.
  • the flow from the bottom section of the first general distillation column went through a reboiler, partly refluxed to the general distillation column, and some to the second general distillation column.
  • the stream exiting the top section of the second distillation column was passed through a condenser and partly refluxed to the second distillation column and part was produced as octanol.
  • the stream exiting the bottom section of the second distillation column was subjected to a reboiler and partly refluxed to the second distillation column and part of the product was produced.
  • the reflux ratio of the overhead flow of the first distillation column was set to 10 to 20 and the reflux ratio of the overhead flow of the second distillation tower was set to 1 to 10.

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)

Abstract

본 출원은, 알칸올의 제조 장치 및 제조 방법에 관한 것이다. 본 출원에 의하면, 알칸올의 제조 시에 장치의 재비기에서의 스팀 또는 응축기 및 냉각기에서의 냉각수의 사용량을 줄여서 에너지 절감을 도모할 수 있으며, 탑정 흐름용 열교환기를 통하여 생성된 스팀을 다양한 분야에 이용할 수 있다. 또한, 본 출원에 의하면, 고순도의 알칸올을 제조할 수 있다.

Description

알칸올의 제조 장치
본 출원은 알칸올의 제조 장치 및 제조 방법에 관한 것이다.
옥탄올(octanol)과 같은 알칸올은, 예를 들면, 향료, 유기합성품의 용매, 가소제 등과 같은 화학 산업의 다양한 용도에 사용되고 있다.
예를 들어, 옥탄올은 n-부틸알데히드(n-butylaldehyde)의 수소 첨가 반응(hydrogenation)을 통해 제조할 수 있다. 상기에서, 수소 첨가 반응을 통하여 제조된 옥탄올은 하나 이상의 증류탑을 통과하여 증류될 수 있으며, 상기 증류 과정에서 그 흐름의 일부 또는 전부가 재비기 또는 응축기를 통과한 후 상기 증류탑으로 환류됨으로써, 고순도의 옥탄올을 얻을 수 있다.
본 출원은 알칸올의 제조 장치 및 제조 방법을 제공한다.
본 출원은 알칸올의 제조 장치에 관한 것이다. 예시적인 상기 제조 장치는 증류탑을 포함할 수 있다. 예를 들어, 상기 제조 장치는 상기 증류탑을 포함하는 증류탑 어셈블리 또는 증류 시스템일 수 있다. 상기 알칸올의 제조 장치를 이용하면, 알칸올의 제조 과정에서 발생하는 에너지 손실을 최소화 하면서도 고순도의 알칸올을 분리 정제할 수 있다. 이하, 도면을 참조하여 상기 장치를 설명하지만, 상기 도면은 예시적인 것으로 상기 장치의 범위가 도면에 제한되는 것은 아니다.
도 1은, 알칸올의 제조 장치를 예시적으로 보여주는 도면이고, 하기 화학식 1의 화합물을 포함하는 원료(110)가 유입되는 증류탑(100)을 포함하는 장치를 보여준다.
[화학식 1]
R-OH
상기 화학식 1에서 R은, 알킬기, 예를 들면, 탄소수 1 내지 20, 탄소수 1 내지 16, 탄소수 1 내지 12 또는 탄소수 1 내지 8의 알킬기이다. 상기 알킬기는, 직쇄, 분지쇄 또는 고리상 구조를 가질 수 있고, 필요에 따라서 임의적으로 하나 이상의 치환기에 의해 치환되어 있을 수 있다.
하나의 예시에서 상기 화학식 1의 성분은, 옥탄올일 수 있으며, 예를 들면, 2-에틸헥산올 일 수 있다.
상기에서 증류탑(100)은, 분리벽형 증류탑(100)일 수 있다. 상기 분리벽형 증류탑(100)은 소위 저비점, 중비점 및 고비점의 3성분을 포함하는 원료(110)의 증류를 위해 고안된 장치이다. 분리벽형 증류탑(100)은, 소위 열복합 증류 컬럼(Petlyuk column)과 열역학적인 관점에서 유사한 장치이다. 열복합 증류 컬럼은, 예비 분리기와 주분리기를 열적으로 통합한 구조를 가진다. 상기 컬럼은 저비점 및 고비점 물질을 1차적으로 예비 분리기에서 분리하고, 예비 분리기의 탑정 및 탑저 부분이 주분리기의 공급단으로 각각 유입되어 주분리기에서 저비점, 중비점 및 고비점 물질을 각각 분리하도록 고안되어 있다. 이에 대하여, 분리벽형 증류탑(100)의 경우는, 탑 내에 분리벽(101)을 설치하여 예비 분리기를 주분리기 내부에 통합시킨 형태이다.
분리벽형 증류탑(100)은, 예를 들면, 도 1에 나타난 바와 같은 구조를 가질 수 있다. 도 1은, 예시적인 분리벽형 증류탑(100)을 나타낸다. 도 1에 나타난 바와 같이, 예시적인 증류탑(100)은, 내부가 분리벽(101)에 의해 분할되어 있고, 상부의 응축기(102) 및 하부의 재비기(103)(reboiler) 등을 포함하는 구조를 가질 수 있다. 또한, 분리벽형 증류탑(100)의 내부는 도면에서 점선으로 가상적으로 분할되어 있는 바와 같이, 예를 들면, 저비점 흐름이 배출되는 탑정 영역(104), 고비점 흐름이 배출되는 탑저 영역(105), 원료(110)가 유입되는 원료 공급 영역(106) 및 생성물이 유출되는 생성물 유출 영역(107)으로 구분될 수 있으며, 또한, 상기 원료 공급 영역(106)은 상부 공급 영역(1061) 및 하부 공급 영역(1062)으로, 상기 생성물 유출 영역(107)은 상부 유출 영역(1071) 및 하부 유출 영역(1072)으로 구분될 수 있다. 상기에서 용어 「상부 및 하부 공급 영역」은, 각각 분리벽형 증류탑(100)의 구조에서 분리벽(101)에 의해 분할되는 공간 중 원료(110)가 공급되는 측의 공간, 즉, 원료 공급 영역(106)을 증류탑(100)의 길이 방향으로 이등분하였을 때에 상부 및 하부 영역을 의미할 수 있다. 또한, 「상부 및 하부 유출 영역」은, 각각 분리벽형 증류탑(100)의 내부의 분리벽(101)에 의해 분할되는 공간 중 생성물이 유출되는 측의 공간, 즉, 생성물 유출 영역(107)을 증류탑(100)의 길이 방향으로 이등분하였을 때에 상부 및 하부 영역을 의미할 수 있다.
알칸올의 증류 과정에서 사용할 수 있는 분리벽형 증류탑(100)의 구체적인 종류는 특별히 제한되지 않는다. 예를 들면, 도 1에 나타난 바와 같은 일반적인 구조의 분리벽형 증류탑(100)을 사용하거나, 정제 효율을 고려하여 증류탑 내의 분리벽(101)의 위치나 형태가 변경 설계된 증류탑의 사용도 가능하다. 또한, 증류탑의 단수 및 내경 등도 특별히 제한되지 않으며, 예를 들면, 원료(110)의 조성을 고려한 증류 곡선으로부터 유추되는 이론 단수 등을 기반으로 설정할 수 있다.
소위 저비점, 중비점 및 고비점의 3 성분을 포함하는 원료(110)로부터 정제 공정을 수행하기 위하여, 상기 원료(110)를 도 1과 같이 분리벽형 증류탑(100)의 원료 공급 영역(106)으로 도입할 수 있다. 상기에서 원료 공급 영역(106)으로 유입된 원료(110)는 생성물 흐름(140), 탑저 흐름(130) 및 탑정 흐름(120)으로 분리되어 유출될 수 있다. 예를 들면, 상기 원료(110)는 상기 분리벽형 증류탑(100)의 원료 공급 영역(106)으로 유입된 후, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)에서는 상기 원료(110)의 성분 중 상대적으로 저비점 성분인 탑정 흐름(120)이 배출되며, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서는 상기 원료(110)의 성분 중 상대적으로 고비점 성분인 탑저 흐름(130)이 배출된다. 또한, 중비점 성분은 상기 생성물 유출 영역(107)에서 생성물 흐름(140)으로 배출될 수 있다. 하나의 예시에서, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 옥탄올, 예를 들면 2-에틸헥산올을 포함하는 원료(110)가 유입되면, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)에서 각각 상기 원료(110)의 성분 중 상대적으로 저비점 성분인 저비점 흐름이 배출되고 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 상기 원료(110)의 성분 중 상대적으로 고비점 성분인 고비점 흐름이 분리되어 배출된다. 또한, 상기 원료(110)의 성분 중 상대적으로 중비점 성분인 2-에틸헥산올과 같은 옥탄올 포함하는 생성물 흐름(140)은, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 생성물 유출 영역(107), 예를 들면, 상부 유출 영역(1071) 또는 하부 유출 영역(1072)에서 배출된다. 상기에서 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 흐름(120)은 응축기(102)를 거쳐서 일부는 상기 탑의 탑정 영역(104)으로 환류되고 나머지 일부는 제품으로서 저장될 수 있다. 또한, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 고비점 흐름은 재비기(103)를 거쳐 그 일부는 상기 탑의 탑저 영역(105)으로 환류되고, 나머지 일부는 제품으로 생산될 수 있다. 상기에서 용어 「저비점 흐름」은 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)에서 배출되는 상대적으로 비점이 낮은 저비점 성분이 농후(rich)한 흐름을 의미하며, 용어 「고비점 흐름」은 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 배출되는 상대적으로 비점이 높은 고비점 성분이 농후한 흐름을 의미한다. 또한, 용어 「생성물 흐름」은 분리벽형 증류탑(100)의 생성물 유출 영역(107)에서 유출되는 생성물, 즉, 중비점 성분이 농후한 흐름을 의미한다. 상기에서 용어 「농후한 흐름」이란, 원료(110)에 포함된 저비점 성분, 고비점 성분 및 중비점 성분 각각의 함량보다 탑정 영역(104)에서 배출되는 흐름에 포함된 저비점 성분, 탑저 영역(105)에서 배출되는 흐름에 포함된 고비점 성분 및 생성물 유출 영역(107)에서 배출되는 흐름에 포함된 중비점 성분 각각의 함량이 더 높은 흐름을 의미하며, 예를 들면, 탑정 영역(104), 탑저 영역(105), 생성물 유출 영역(107)에서 배출되는 각 흐름에 포함된 저비점 성분, 고비점 성분 및 저비점 성분 각각의 함량이 50 중량% 이상, 80 중량% 이상, 90 중량% 이상, 95 중량% 이상 또는 99 중량% 이상인 흐름을 의미할 수 있다. 본 명세서에서는, 저비점 흐름과 탑정 흐름(120)은 동일한 의미로 사용될 수 있으며, 고비점 흐름과 탑저 흐름(130)은 동일한 의미로 사용될 수 있고, 중비점 흐름과 생성물 흐름(140)은 동일한 의미로 사용될 수 있다.
본 출원의 일 구현예에서, 상기 제조 장치는 열교환기를 포함할 수 있다.
상기 열교환기는 상기 탑정 흐름(120), 탑저 흐름(130) 및 생성물 흐름(140)으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상의 흐름의 일부 또는 전부를 열교환시킬 수 있으며, 이에 따라, 알칸올, 예를 들어, 2-에틸헥산올의 제조 과정에서 발생하는 에너지 손실을 최소화 하면서도 고순도의 알칸올을 분리 정제할 수 있다. 하나의 예시에서, 상기 열교환기는 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부를 물과 열교환하거나, 또는 상기 탑정 흐름(120), 탑저 흐름(130) 및 생성물 흐름(140)으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상의 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역(106)으로 유입되는 원료(110)와 열교환시킬 수 있다.
도 2는 본 출원의 제 1 실시예에 따른 상기 알칸올의 제조 장치를 나타낸 도면이다.
하나의 예시에서, 도 2에 나타나듯이, 상기 열교환기는 탑정 흐름용 열교환기(300)일 수 있다. 상기에서 탑정 흐름용 열교환기(300)는 상기 제조 장치의 저비점 흐름이 흘러가는 배관에 직접 또는 간접적으로 연결되도록 위치할 수 있으며, 열역학적인 관점에서, 바람직하게는 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)는 상기 증류탑(100)의 저비점 흐름이 흘러가는 배관에 직접 연결될 수 있다. 또한, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)는 예를 들면, 상기 탑정 흐름(120)이 열교환기(300) 및 응축기(102)를 순차적으로 통과하도록 상기 응축기(102)의 전단에 위치할 수 있다. 상기 저비점 흐름은, 예를 들어, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300) 및 응축기(102)를 순차적으로 통과한 후, 상기 응축기(102)를 통과한 저비점 흐름 중 일부가 상기 증류탑(100)으로 환류될 수 있다.
상기와 같이 탑정 흐름용 열교환기(300)를 추가로 포함함으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 저비점 흐름이 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)를 경유하며, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)에 열을 공급하게 된다. 이에 따라, 저비점 흐름은 상대적으로 낮은 온도로 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 환류되게 된다. 이 경우, 저비점 흐름이 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 환류되기 전에 응축기(102)를 이용한 응축공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 응축공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다.
하나의 예시에서, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)는 스팀 생성 열교환기일 수 있다. 예시적인 상기 제조 장치에서는, 상기 저비점 흐름이 상기 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기(300)를 경유함으로써, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)는 상기 탑정 영역(104)에서 유출되는 저비점 흐름의 일부 또는 전부를 물과 열교환 하여 고온의 스팀을 생산할 수 있다. 상기 열교환기(300)에서 생성된 고온의 스팀은 예를 들면, 옥탄올의 제조 공정에서 이용되는 증발기(Vaporizer), 탈거탑(Stripping Column) 또는 이성체 분리탑(Isomer Column) 등의 열원으로 사용될 수 있다. 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 저비점 흐름의 환류비는 1 내지 100일 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 18.5 내지 25.5일 수 있다. 상기와 같이 환류비가 100 이하, 바람직하게는 70 이하, 보다 바람직하게는 25.5 이하의 범위로 조절됨으로써, 탑정 흐름용 열교환기(300)를 통하여 물과 열교환된 100 내지 120℃의 탑정 흐름(120) 중 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름의 환류에 필요한 에너지 소모량을 최소화함과 동시에 탑정 흐름(120)의 일부를 고순도의 제품으로 생산할 수 있다. 또한, 이 경우, 환류비를 5 내지 70, 바람직하게는, 18 내지 25.5의 범위 내로 조절함으로써, 생성물 흐름으로부터 고순도의, 예를 들어, 순도가 99.0 % 이상의 2-에틸헥산올을 생산할 수 있다. 본 명세서에서 사용되는 용어 「환류비」는 상기 증류탑(100)에서 유출되는 유출 유량에 대한 환류되는 유량의 비를 의미한다.
도 3은 본 출원의 제 2 실시예에 따른 예시적인 제조 장치를 나타낸 도면이다.
도 3에 나타나듯이, 상기 탑정 흐름용 열교환기(310)는 원료 예열 열교환기일 수 있다. 예시적인 상기 제조 장치에서는, 상기 저비점 흐름이 상기 탑정 흐름용 원료 예열 열교환기(310)를 경유함으로써, 상기 탑정 영역(104)에서 유출되는 저비점 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역(106)으로 유입되는 원료(110)와 열교환하여 원료(110)를 예열할 수 있다. 상기와 같이 저비점 흐름을 저온의 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환을 시킴으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열할 수 있으며, 이에 의하여 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도를 높이기 위한 히터 또는 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 배출되는 탑저 흐름(130)을 가열하기 위한 재비기(103)에서 사용되는 에너지 소모량을 줄일 수 있다. 나아가, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 저비점 흐름이 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)으로 환류되기 전에 응축기(102)를 이용한 응축공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 응축공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다. 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 저비점 흐름의 환류비는 1 내지 100일 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 8.4 내지 17.3일 수 있다. 상기와 같이 환류비가 100 이하, 바람직하게는 70 이하, 보다 바람직하게는 17.3 이하의 범위로 조절됨으로써, 탑정 흐름용 열교환기(300)를 통하여 원료와 열교환된 90 내지 100℃의 탑정 흐름(120) 중 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름의 환류에 필요한 에너지 소모량을 최소화함과 동시에 탑정 흐름(120)의 일부를 고순도의 제품으로 생산할 수 있다. 또한, 이 경우, 환류비를 5 내지 70, 바람직하게는, 8.4 내지 17.3의 범위 내로 조절함으로써, 생성물 흐름으로부터 고순도의, 예를 들어, 순도가 99.0 % 이상의 2-에틸헥산올을 생산할 수 있다.
본 출원의 또 다른 구현예에서, 상기 열교환기는 생성물 흐름용 열교환기일 수 있으며, 하나의 예시에서, 원료 예열 열교환기일 수 있다.
도 4는 본 출원의 제 3 실시예에 따른 예시적인 제조 장치를 나타낸 도면이다.
도 4에 나타나듯이, 예시적인 상기 제조 장치에서는, 상기 중비점 흐름을 포함하는 생성물 흐름(140)이 상기 생성물 흐름용 원료 예열 열교환기(400)를 경유함으로써, 상기 생성물 유출 영역(107)에서 유출되는 중비점 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역(106)으로 유입되는 원료(110)와 열교환 하여 원료(110)를 예열할 수 있다. 예를 들어, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 생성물 유출 영역(107)에서 유출되는 생성물 흐름(140)이 상기 생성물 흐름용 열교환기(400)를 경유함으로써, 상기 생성물 흐름용 열교환기(400)는 상기 생성물 유출 영역(107)에서 유출되는 생성물 흐름(140)의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역(106)으로 유입되는 원료(110)와 열교환 하여 원료(110)를 예열할 수 있다. 상기 생성물 흐름용 열교환기(400)에 의하여, 고온의 분리벽형 증류탑(100)의 생성물 유출 영역(107)에서 배출된 생성물 흐름(140)은 상기 배관을 따라 흘러 생성물 흐름용 열교환기(400)에서 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환을 한 후에 냉각기(600)를 순차적으로 거쳐 제품으로 생산될 수 있다. 상기와 같이 생성물 흐름(140)을 저온의 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환을 시킴으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열할 수 있으며, 이에 의하여 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도를 높이기 위한 히터 또는 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 배출되는 탑저 흐름(130)을 가열하기 위한 재비기(103)에서 사용되는 에너지 소모량을 줄일 수 있다. 나아가, 상기 옥탄올을 포함하는 흐름이 제품으로 생산되기 전에 냉각기(600)를 이용한 냉각공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 냉각공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다. 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 저비점 흐름 즉, 탑정 흐름의 환류비는 1 내지 100일 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 15.2 내지 18.5일 수 있다. 상기와 같이 탑정 흐름의 환류비가 100 이하, 바람직하게는 70 이하, 보다 바람직하게는 18.5 이하의 범위로 조절됨으로써, 생성물 흐름용 열교환기(400)를 통하여 원료와 열교환된 40 내지 100℃의 생성물 흐름(120) 중 저장 탱크로 유입되는 생성물 흐름(140)의 냉각에 필요한 에너지 소모량을 최소화함과 동시에 탑정 흐름(120)의 일부를 고순도의 제품으로 생산할 수 있다. 또한, 이 경우, 환류비를 5 내지 70, 바람직하게는, 15.2 내지 18.5의 범위 내로 조절함으로써, 생성물 흐름(140)으로부터 고순도의, 예를 들어, 순도가 99.0 % 이상의 2-에틸헥산올을 생산할 수 있다.
하나의 예시에서, 상기 제조 장치는, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300) 및 상기 생성물 흐름용 열교환기(400)를 모두 포함할 수 있다. 예를 들어, 상기 제조 장치가 탑정 흐름용 열교환기(300) 및 생성물 흐름용 열교환기(400)를 모두 포함하는 경우, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)는 스팀 생성 열교환기일 수 있다. 예를 들어, 전술한 바와 같이, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 저비점 흐름, 즉 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부는 상기 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기(300)를 경유함으로써, 물과 열교환을 하여 스팀을 생성할 수 있으며, 상기 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기(300)에서 생성된 스팀은, 예를 들면, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 원료(110)를 유입하기 전에 재비기(103)를 이용한 가열 공정에서 이용될 수 있거나, 또는 옥탄올의 제조 공정에서 이용되는 증발기(Vaporizer), 탈거탑(Stripping Column), 이성체 분리탑(Isomer Column) 등의 열원으로 사용될 수 있다. 또한, 상기와 같이 원료(110)와 열교환을 수행할 수 있도록 형성된 배관 시스템 및 생성물 흐름용 열교환기(400)에 의한 에너지 절감 및 비용 절감 효과뿐만 아니라, 전술한 바와 같이, 상기 탑정 흐름용 열교환기를 포함함으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 저비점 흐름의 일부가 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)으로 환류되기 전에 응축기(102)를 이용한 응축공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 응축공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있는 효과를 추가적으로 얻을 수 있다. 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 저비점 흐름의 환류비는 1 내지 100일 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 7.2 내지 16.5일 수 있다. 상기와 같이 환류비가 100 이하, 바람직하게는 70 이하, 보다 바람직하게는 16.5 이하의 범위로 조절됨으로써, 생성물 흐름용 열교환기(400)를 통하여 열교환이 이루어진 원료가 증류탑으로 유입된 후에 탑정 영역에서 100 내지 120℃의 온도로 유출될 경우, 탑정 흐름용 열교환기(300)를 통하여 열교환된 40 내지 120℃의 탑정 흐름(120) 중 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름의 환류에 필요한 에너지 소모량을 최소화함과 동시에 탑정 흐름의 일부를 고순도의 제품으로 생산할 수 있다. 또한, 이 경우, 환류비를 5 내지 70, 바람직하게는, 7.2 내지 16.5의 범위 내로 조절함으로써, 생성물 흐름(140)으로부터 고순도의, 예를 들어, 순도가 99.0 % 이상의 2-에틸헥산올을 생산할 수 있다.
또한, 비록 도시되지는 않았으나, 예시적인 본 출원의 알칸올 제조 장치는 탑정 흐름용 원료 예열 열교환기(310) 및 생성물 흐름용 열교환기(400)를 포함할 수 있다. 예를 들어, 저비점 흐름을 탑정 흐름용 원료 예열 열교환기(310)를 통하여 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 저온의 원료(110)와 열교환을 시킴으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열할 수 있으며, 원료(110)가 충분히 예열되지 않은 경우, 생성물 흐름용 열교환기(400)를 통하여 원료의 추가적인 예열이 이루어 질 수 있다. 이에 의하여 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도를 높이기 위한 히터 또는 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 배출되는 탑저 흐름(130)을 가열하기 위한 재비기(103)에서 사용되는 에너지 소모량을 줄일 수 있다. 나아가, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 저비점 흐름이 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)으로 환류되기 전에 응축기(102)를 이용한 응축공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 응축공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다. 하나의 예시에서, 상기 탑정 흐름용 원료 예열 열교환기(310)를 통과하여 예열된 원료와 생성물 흐름(140)의 온도 차이(△Tmin)가 5℃ 이상이 되도록 생성물 흐름의 온도를 조절할 수 있으며, 예를 들면, 생성물 흐름이 흐르는 배관의 압력을 감압 또는 가압하여 조절할 수 있다. 나아가 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 저비점 흐름의 환류비는 1 내지 100일 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 6.8 내지 16.1일 수 있다. 상기와 같이 환류비가 100 이하, 바람직하게는 16.1 이하의 범위로 조절됨으로써, 생성물 흐름용 열교환기(400)를 통하여 열교환이 이루어진 원료가 증류탑으로 유입된 후에 탑정 영역(104)에서 100 내지 120℃의 온도로 유출될 경우, 탑정 흐름용 열교환기(310)를 통하여 열교환된 40 내지 120℃의 온도로 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)을 탑정 흐름(120)의 환류에 필요한 에너지 소모량을 최소화함과 동시에 탑정 흐름의 일부를 고순도의 제품으로 생산할 수 있다.
본 출원의 또 다른 구현예에서, 상기 열교환기는 탑저 흐름용 열교환기일 수 있으며, 하나의 예시에서, 원료 예열 열교환기일 수 있다.
도 5는 본 출원의 제 4 실시예에 따른 예시적인 제조 장치를 나타낸 도면이다.
도 5에 나타나듯이, 예시적인 상기 제조 장치에서는, 상기 탑저 영역(105)에서 유출된 고비점 흐름의 일부는 재비기를 통하여 탑저 영역(105)으로 환류되고, 고비점 흐름의 나머지 일부 또는 전부는 배관을 따라 흘러 탑저 흐름용 원료 예열 열교환기(500)에서 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환을 한 후에 냉각기(601)를 순차적으로 거쳐 제품으로 생산될 수 있다. 상기 탑저 흐름용 원료 예열 열교환기(500)를 경유함으로써, 상기 탑저 영역(105)에서 유출되는 고비점 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역(106)으로 유입되는 원료(110)와 열교환 하여 원료(110)를 예열할 수 있다. 예를 들어, 고비점 흐름을 탑저 흐름용 원료 예열 열교환기(500)를 통하여 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 저온의 원료(110)와 열교환을 시킴으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열할 수 있으며, 이에 의하여 상기 분리벽형 증류탑(100)의 저비점 흐름, 즉, 탑정 흐름(120)이 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)으로 환류되기 전에 응축기(102)를 이용한 응축공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 응축공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다. 나아가, 상기 고비점 흐름이 제품으로 생산되기 전에 냉각기(601)를 이용한 냉각공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 냉각공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다. 또한, 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 저비점 흐름, 즉, 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100일 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 16.6 내지 19.8일 수 있다. 상기와 같이 환류비가 100 이하, 바람직하게는 70 이하, 보다 바람직하게는, 19.8 이하의 범위로 조절됨으로써, 탑저 흐름용 열교환기(500)를 통하여 원료와 열교환된 40 내지 100℃의 탑저 흐름(130) 중 저장 탱크로 유입되는 탑저 흐름(130)의 냉각에 필요한 에너지 소모량을 최소화함과 동시에 탑정 흐름(120)의 일부를 고순도의 제품으로 생산할 수 있다. 또한, 이 경우, 환류비를 5 내지 70, 바람직하게는, 16.6 내지 19.8의 범위 내로 조절함으로써, 생성물 흐름(140)으로부터 고순도의, 예를 들어, 순도가 99.0 % 이상의 2-에틸헥산올을 생산할 수 있다.
하나의 예시에서, 상기 제조 장치는, 비록 도시되지는 않았으나, 탑저 흐름용 원료 예열 열교환기(500) 및 생성물 흐름용 열교환기(400)를 포함할 수 있다. 예를 들어, 생성물 흐름을, 생성물 흐름용 원료 예열 열교환기(400)를 통하여 저온의 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환을 시킴으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열할 수 있으며, 원료(110)가 충분히 예열되지 않은 경우, 탑저 흐름용 열교환기(500)를 통하여 원료의 추가적인 예열이 이루어 질 수 있다. 이에 의하여 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도를 높이기 위한 히터 또는 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 배출되는 탑저 흐름(130)을 가열하기 위한 재비기(103)에서 사용되는 에너지 소모량을 줄일 수 있다. 나아가, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 저비점 흐름이 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)으로 환류되기 전에 응축기(102)를 이용한 응축공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 응축공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다. 하나의 예시에서, 상기 생성물 흐름용 원료 예열 열교환기(400)를 통과하여 예열된 원료와 탑저 흐름의 온도 차이(△Tmin)가 5℃ 이상이 되도록 탑저 흐름(130)의 온도를 조절할 수 있으며, 예를 들면, 탑저 흐름(130)이 흐르는 배관의 압력을 감압 또는 가압하여 조절할 수 있다. 나아가 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 저비점 흐름, 즉, 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100일 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 12.1 내지 17.0일 수 있다. 상기와 같이 환류비가 100 이하, 바람직하게는 17.0 이하의 범위로 조절됨으로써, 생성물 흐름(140)으로부터 고순도의, 예를 들어, 순도가 99.0 % 이상의 2-에틸헥산올을 생산할 수 있다.
또한, 비록 도시되지는 않았지만, 하나의 예시에서, 상기 제조 장치는 탑정 흐름용 원료 예열 열교환기(310) 및 탑저 흐름용 원료 예열 열교환기(500)를 포함할 수 있다. 예를 들어, 상기 분리벽형 증류탑의 탑정 흐름(120)을, 탑정 흐름용 원료 예열 열교환기(310)를 통하여 저온의 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환을 시킴으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열할 수 있으며, 원료(110)가 충분히 예열되지 않은 경우, 탑저 흐름용 열교환기(500)를 통하여 원료의 추가적인 예열이 이루어 질 수 있다.
본 출원의 또 하나의 구현예는, 응축기, 재비기, 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기, 원료 예열 열교환기 및 분리벽이 구비된 분리벽형 증류탑을 포함하는 알칸올의 제조장치를 제공한다.
도 6은 예시적인 본 출원의 알칸올 제조 장치의 제 5 실시예를 나타내는 도면이다.
도 6과 같이, 본 출원의 알칸올 제조 장치는 응축기(102), 재비기(103), 분리벽(101)이 구비되며, 원료 공급 영역(106), 생성물 유출 영역(107), 탑정 영역(104) 및 탑저 영역(105)으로 구분되는 분리벽형 증류탑(100)을 포함할 수 있으며, 상기 분리벽형 증류탑(100)은 또한, 탑정 흐름용 열교환기(300) 및 원료 예열 열교환기를 포함할 수 있다. 전술한 바와 같이, 옥탄올, 예를 들면 2-에틸헥산올을 포함하는 원료(110)는 상기 분리벽형 증류탑(100)의 원료 공급 영역(106)으로 유입될 수 있고, 유입된 상기 원료(110)는 생성물 흐름(140), 고비점 흐름 및 저비점 흐름으로 분리되어 유출될 수 있다. 또한, 상기에서 고비점 흐름은 탑저 영역(105)에서 유출되고, 상기 고비점 흐름 중 일부는 재비기(103)를 통하여 증류탑(100)으로 환류될 수 있고, 상기에서 저비점 흐름은 탑정 영역(104)에서 유출되어 응축기(102)를 통과하고, 상기 응축기(102)를 통과한 흐름 중 일부는 증류탑(100)으로 환류될 수 있다.
하나의 예시에서, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)는 스팀 생성 열교환기일 수 있다. 예를 들어, 전술한 바와 같이, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 저비점 흐름의 일부 또는 전부는 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)를 경유함으로써, 물과 열교환을 하여 스팀을 생성할 수 있으며, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)에서 생성된 스팀은, 예를 들면, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 원료(110)를 유입하기 전에 히터를 이용한 가열 공정에서 이용될 수 있거나 또는 옥탄올의 제조 공정에서 이용되는 증발기(Vaporizer), 탈거탑(Stripping Column), 이성체 분리탑(Isomer Column) 등의 열원으로 사용될 수 있다. 또한, 상기와 같이 원료(110)와 열교환을 수행할 수 있도록 형성된 배관 시스템 및 생성물 흐름용 열교환기(400)에 의한 에너지 절감 및 비용 절감 효과뿐만 아니라, 전술한 바와 같이, 상기 탑정 흐름용 열교환기(300)를 포함함으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 저비점 흐름의 일부가 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)으로 환류되기 전에 응축기(102)를 이용한 응축공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 응축공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있는 효과를 추가적으로 얻을 수 있다.
또한, 상기 분리벽형 증류탑은 원료 예열 열교환기를 포함한다. 하나의 예시에서, 상기 원료 예열 열교환기는 상기 탑저 흐름(130) 또는 생성물 흐름(140)의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역으로 유입되는 원료와 열교환하여 원료를 승온시킨다.
본 출원의 일 구현예에서, 도 6에 나타나듯이, 상기 원료 예열 열교환기는 생성물 흐름용 열교환기(400)일 수 있다. 상기에서 생성물 흐름용 열교환기(400)는 상기 제조 장치의 생성물 흐름(140)이 흘러가는 배관에 직접 또는 간접적으로 연결되도록 위치할 수 있으며, 열역학적인 관점에서, 바람직하게는 상기 생성물 흐름용 열교환기(400)는 상기 증류탑(100)의 생성물 흐름(140)이 흘러가는 배관에 직접 연결될 수 있다.
상기와 같이 연결된 생성물 흐름용 열교환기(400)에 의하여, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 생성물 흐름(140)이 상기 생성물 흐름용 열교환기(400)를 경유함으로써, 상기 생성물 흐름용 열교환기(400)에 열을 공급하게 된다. 상기와 같이 생성물 흐름(140)을 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 저온의 원료(110)와 열교환을 시킴으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열하여 승온시킬 수 있으며, 이에 의하여 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도를 높이기 위한 히터 또는 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 배출되는 탑저 흐름(130)을 가열하기 위한 재비기(103)에서 사용되는 에너지 소모량을 줄일 수 있다. 나아가, 상기 옥탄올을 포함하는 흐름이 제품으로 생산되기 전에 냉각기(600)를 이용한 냉각공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 냉각 공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다.
또한, 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름의 환류비는 1 내지 100일 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 7.2 내지 16.5일 수 있다. 상기와 같이 환류비가 100 이하, 바람직하게는 16.5 이하의 범위로 조절됨으로써, 생성물 흐름용 열교환기를 통하여 열교환이 이루어진 원료가 증류탑으로 유입된 후에 탑정 영역에서 100 내지 120℃의 온도로 유출될 경우, 탑정 흐름용 열교환기를 통하여 열교환된 40 내지 120℃의 온도로 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120) 의 환류에 필요한 에너지 소모량을 최소화함과 동시에 탑정 흐름(120)의 일부를 고순도의 제품으로 생산할 수 있다. 또한, 이 경우, 환류비를 5 내지 70, 바람직하게는, 7.2 내지 16.5의 범위 내로 조절함으로써, 생성물 흐름(140)으로부터 고순도의, 예를 들어, 순도가 99.0 % 이상의 2-에틸헥산올을 생산할 수 있다.
또한, 본 출원의 또 하나의 구현예에서, 상기 분리벽형 증류탑(100)은 또한, 탑정 흐름용 열교환기(300) 및 원료 예열 열교환기를 포함할 수 있으며, 하나의 예시에서, 상기 원료 예열 열교환기는 탑저 흐름용 열교환기일 수 있다.
도 7은 예시적인 본 출원의 알칸올 제조 장치의 제 6 실시예를 나타내는 도면이다.
상기에서 탑저 흐름용 열교환기(500)는 상기 제조 장치의 탑저 흐름(130)이 흘러가는 배관에 직접 또는 간접적으로 연결되도록 위치할 수 있으며, 열역학적인 관점에서, 바람직하게는 상기 탑저 흐름용 열교환기(500)는 상기 증류탑(100)의 탑저 흐름(120)이 흘러가는 배관에 직접 연결될 수 있다.
상기와 같이 연결된 탑저 흐름용 열교환기(500)에 의하여, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 흐름(130)이 상기 탑저 흐름용 열교환기(500)를 경유함으로써, 상기 탑저 흐름용 열교환기(500)에 열을 공급하게 된다. 상기와 같이 탑저 흐름(130)을 저온의 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환을 시킴으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열하여 승온시킬 수 있으며, 이에 의하여 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도를 높이기 위한 히터 또는 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 배출되는 탑저 흐름(130)을 가열하기 위한 재비기(103)에서 사용되는 에너지 소모량을 줄일 수 있다. 나아가, 상기 고비점 흐름이 제품으로 생산되기 전에 냉각기(601)를 이용한 냉각공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 냉각공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다. 또한, 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100일 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 8.1 내지 17.1일 수 있다. 상기와 같이 환류비가 100 이하, 바람직하게는 70 이하, 보다 바람직하게는, 17.1 이하의 범위로 조절됨으로써, 생성물 흐름(140)으로부터 고순도의, 예를 들어, 순도가 99.0 % 이상의 2-에틸헥산올을 생산할 수 있다.
본 출원은, 또한 알칸올의 제조 방법에 대한 것이며, 예를 들어, 상기 제조 방법은, 전술한 알칸올의 제조 장치에 의해 수행될 수 있다. 예시적인 방법은, 상기 화학식 1의 화합물, 예를 들면, 2-에틸헥산올과 같은 옥탄올을 포함하는 원료(110)를 분리벽형 증류탑(100)으로 유입하는 단계; 및 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입된 원료(110)를 증류하여 생성물 흐름(140), 탑저 흐름(130) 및 탑정 흐름(120)으로 분리되어 유출하는 단계를 포함할 수 있다.
[화학식 1]
R-OH
상기 화학식 1에서 R은 알킬기이다.
하나의 예시에서, 상기 제조 방법에서는, 상기 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110) 또는 증류탑(100) 외부의 물과 열교환시킬 수 있다.
예를 들어, 상기 탑정 흐름(120)의 전부 또는 일부를 저온의 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환을 시킴으로써, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열할 수 있으며, 이에 의하여 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도를 높이기 위한 히터 또는 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 배출되는 탑저 흐름(130)을 가열하기 위한 재비기(103)에서 사용되는 에너지 소모량을 줄일 수 있다. 나아가, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 흐름(120)이 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 영역(104)으로 환류되기 전에 응축기(102)를 이용한 응축공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 응축공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다. 하나의 예시에서, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100으로 조절될 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 8.4 내지 17.3으로 조절될 수 있다.
또한, 상기 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부를 증류탑(100) 외부의 물과 열교환 함으로써 고온의 스팀을 생산할 수 있으며, 생성된 고온의 스팀은 예를 들면, 옥탄올의 제조 공정에서 이용되는 증발기(Vaporizer), 탈거탑(Stripping Column) 또는 이성체 분리탑(Isomer Column) 등의 열원으로 사용될 수 있다. 하나의 예시에서, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100으로 조절될 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 18.5 내지 25.5로 조절될 수 있다.
하나의 예시에서, 상기 제조방법에서는 또한, 생성물 흐름(140) 또는 탑저 흐름의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 추가로 열교환시킬 수 있다.
예를 들면, 상기 제조방법에서는, 상기 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100) 외부의 물과 열교환 시키고, 상기 생성물 흐름(140)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환시킬 수 있다. 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100으로 조절될 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 7.2 내지 16.5로 조절될 수 있다.
하나의 예시에서, 상기 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부와 상기 생성물 흐름(140)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환시킬 수 있다. 이 때, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100으로 조절될 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 8.4 내지 17.3으로 조절될 수 있다.
또한, 상기 제조방법에서는, 상기 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100) 외부의 물과 열교환 시키고, 상기 탑저 흐름의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환시킬 수 있다. 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100으로 조절될 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 8.1 내지 17.1로 조절될 수 있다.
하나의 예시에서, 상기 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부와 상기 탑저 흐름(130)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환시킬 수 있다. 이 때, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100으로 조절될 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 9.1 내지 17.6으로 조절될 수 있다.
또한, 하나의 예시에서, 상기 생성물 흐름(140)의 일부 또는 전부와 상기 탑저 흐름(130)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환시킬 수 있다. 이 때, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100으로 조절될 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 12.1 내지 17.0으로 조절될 수 있다.
또는, 상기 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100) 외부의 물과 열교환 시키고, 상기 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부와 상기 생성물 흐름(140)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환시킬 수 있다. 이 경우, 상기 열교환이 이루어진 후 증류탑(100)으로 환류되는 탑정 흐름(120)의 환류비는 1 내지 100으로 조절될 수 있으며, 열역학적인 관점에서 바람직하게는 5 내지 70, 보다 바람직하게는 7.2 내지 16.5로 조절될 수 있다.
상기와 같이 탑저 흐름(130) 및/또는 생성물 흐름(140)의 일부 또는 전부를 저온의 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)와 열교환을 추가적으로 시킴으로써, 상기 탑정 흐름(120)의 일부 또는 전부를 상기 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110) 또는 증류탑(100) 외부의 물과 열교환 시킴에 의한 에너지 절감 및 비용 절감 효과뿐만 아니라, 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)를 예열하여 승온시킬 수 있으며, 이에 의하여 상기 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도를 높이기 위한 히터 또는 분리벽형 증류탑(100)의 탑저 영역(105)에서 배출되는 탑저 흐름(130)을 가열하기 위한 재비기(103)에서 사용되는 에너지 소모량을 줄일 수 있다. 나아가, 상기 옥탄올을 포함하는 중비점 흐름 및/또는 고비점 흐름이 제품으로 생산되기 전에 냉각기(600,601)를 이용한 냉각공정에서 사용되는 냉각수의 양을 줄임으로써, 상기 냉각 공정에서 소요되는 비용을 절감할 수 있다.
하나의 예시에서, 상기 방법에서, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 흐름(120) 또는 생성물 흐름(140)과 열교환을 수행하기 전의 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도는 30℃ 내지 50℃로 유지될 수 있으며, 상기 분리벽형 증류탑(100)의 탑정 흐름(120) 또는 생성물 흐름(140)과 열교환을 수행한 후의 분리벽형 증류탑(100)으로 유입되는 원료(110)의 온도는 는 60℃ 내지 130℃로 유지될 수 있다.
하나의 예시에서, 본 출원의 알칸올의 제조 방법에서는, 예를 들면, 분리벽형 증류탑(100)의 상부 운전 압력을 0.01 Kg/cm2 내지 10 Kg/cm2로 유지하면서 분리 공정을 진행할 수 있다. 또한, 상기 방법에서는, 예를 들면, 분리벽형 증류탑(100)의 하부 운전 압력을 0.3 Kg/cm2 내지 11 Kg/cm2로 유지하면서 분리 공정을 진행할 수 있다.
본 출원에 의하면, 알칸올의 제조 시에 장치의 재비기에서 사용되는 스팀 또는 응축기 및 냉각기에서의 냉각수의 사용량을 줄여서 에너지 절감을 도모할 수 있으며, 탑정 흐름용 열교환기를 통하여 생성된 스팀을 다양한 분야에 이용할 수 있다. 또한, 본 출원에 의하면, 고순도의 알칸올을 제조할 수 있다.
도 1은 예시적인 분리벽형 증류탑을 나타내는 도면이다.
도 2 내지 도 7은 예시적인 알칸올의 제조 장치의 구현예들을 나타내는 도면이다.
도 8은 비교예에서 사용한 알칸올의 제조 장치를 나타내는 도면이다.
이하 본 발명에 따르는 실시예 및 본 발명에 따르지 않는 비교예를 통하여 본 발명을 보다 상세히 설명하나, 본 발명의 범위가 하기 제시된 실시예에 의해 제한되는 것은 아니다.
실시예 1.
도 2와 같이 분리벽형 증류탑을 사용하여 옥탄올을 제조하였다. 구체적으로는, 2-에틸헥산올을 포함하는 원료를 분리벽형 증류탑에 도입하여 분리 공정을 수행하되, 상기 분리벽형 증류탑의 하부 운전 압력은 약 0.8 Kg/cm2이고, 운전 온도는 약 160℃가 되도록 하였고, 상기 분리벽형 증류탑의 상부 운전 압력은 약 0.3 Kg/cm2이고, 운전 온도는 약 95℃가 되도록 하였다. 또한, 분리벽형 증류탑의 탑저 영역으로 배출되는 고비점 흐름의 일부는 재비기를 거쳐서 분리벽형 증류탑으로 환류시켰다. 또한, 분리벽형 증류탑의 탑정 영역에서 배출되는 저비점 흐름 및 물의 일부는 응축기를 거쳐서 분리벽형 증류탑으로 재도입시켰고, 다른 일부는 제품으로 분리하였다. 이 때, 분리벽형 증류탑의 탑정 영역에서 배출되는 저비점 성분 및 물이 응축기를 거치기 전에 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기를 경유하도록 하였으며, 이 경우, 상기 분리벽형 증류탑의 탑정 흐름의 환류비는 18.5 내지 25.5가 되도록 설정하였다.
실시예 2.
도 3과 같이, 분리벽형 증류탑의 탑정 영역에서 배출되는 저비점 성분 및 물이 응축기를 거치기 전에 분리벽형 증류탑으로 도입되는 원료와 탑정 흐름용 원료 예열 열교환기를 이용하여 열교환을 수행하도록 한 것을 제외하고는 실시예 1과 동일한 방법에 의하여, 옥탄올을 정제하였다. 이 경우, 상기 분리벽형 증류탑의 탑정 흐름의 환류비는 8.4 내지 17.3이 되도록 설정하였다.
실시예 3.
도 4와 같이, 분리벽형 증류탑의 생성물 영역에서 배출되는 생성물 흐름이 냉각기를 거쳐 저장 탱크로 유입되기 전에 분리벽형 증류탑으로 도입되는 원료와 생서물 흐름용 원료 예열 열교환기를 이용하여 열교환을 수행하도록 한 것을 제외하고는 실시예 1과 동일한 방법에 의하여, 옥탄올을 정제하였다. 이 경우, 상기 분리벽형 증류탑의 탑정 흐름의 환류비는 15.2 내지 18.5가 되도록 설정하였다.
실시예 4.
도 5와 같이, 분리벽형 증류탑의 탑저 영역에서 배출되는 탑저 흐름의 일부는 재비기를 거쳐 탑저 영역으로 환류시키고, 나머지 일부를 분리벽형 증류탑으로 도입되는 원료와 탑저 흐름용 원료 예열 열교환기를 이용하여 열교환을 수행하도록 한 것을 제외하고는 실시예 1과 동일한 방법에 의하여, 옥탄올을 정제하였다. 이 경우, 상기 분리벽형 증류탑의 탑정 흐름의 환류비는 16.6 내지 19.8이 되도록 설정하였다.
실시예 5.
도 6과 같이, 분리벽형 증류탑의 생성물 유출 영역에서 배출되는 옥탄올의 생성물 흐름이 냉각기를 거치기 전에 분리벽형 증류탑으로 도입되는 원료와 생성물 흐름용 원료 예열 열교환기를 이용하여 열교환을 수행하며, 분리벽형 증류탑의 탑정 영역에서 배출되는 저비점 성분 및 물이 응축기를 거치기 전에 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기를 경유하도록 한 것을 제외하고는 실시예 1과 동일한 방법에 의하여, 옥탄올을 정제하였다. 이 경우, 상기 분리벽형 증류탑의 탑정 흐름의 환류비는 7.2 내지 16.5가 되도록 설정하였다.
실시예 6.
도 7과 같이, 분리벽형 증류탑의 탑저 영역에서 배출되는 탑저 흐름의 일부는 재비기를 거쳐 탑저 영역으로 환류시키고, 나머지 일부를 분리벽형 증류탑으로 도입되는 원료와 탑저 흐름용 원료 예열 열교환기를 이용하여 열교환을 수행하며, 분리벽형 증류탑의 탑정 영역에서 배출되는 저비점 성분 및 물이 응축기를 거치기 전에 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기를 경유하도록 한 것을 제외하고는 실시예 1과 동일한 방법에 의하여, 옥탄올을 정제하였다. 이 경우, 상기 분리벽형 증류탑의 탑정 흐름의 환류비는 8.1 내지 17.1이 되도록 설정하였다.
비교예
도 8과 같이, 일반형 증류탑이 순차로 연결된 증류탑 어셈블리를 이용하여 옥탄올을 정제하였다. 첫번째 일반형 증류탑의 탑정 영역에서 배출되는 흐름은 응축기를 거쳐 일부는 일반형 증류탑으로 환류되며, 나머지 일부는 제품으로 생산되었다. 첫번째 일반형 증류탑의 탑저 영역에서 배출되는 흐름은 재비기를 거쳐 일부는 일반형 증류탑으로 환류되었으며 나머지 일부는 두번째 일반형 증류탑으로 유입되었으며. 두번째 증류탑의 탑정 영역에서 배출되는 흐름은 응축기를 거쳐 일부는 두번째 증류탑으로 환류되고 나머지 일부는 옥탄올로 생산되었다. 두번째 증류탑의 탑저 영역에서 배출되는 흐름은 재비기를 거쳐 일부는 두번째 증류탑으로 환류되고 나머지 일부는 제품으로 생산되었다. 이 경우, 첫번재 증류탑의 탑정 흐름의 환류비는 10 내지 20이 되고 두번째 증류탑의 탑정 흐름의 환류비는 1 내지 10이 되도록 설정하였다
사용된 에너지의 측정
상기 실시예 및 비교예의 제조 장치를 사용하여 옥탄올을 분리 정제할 경우, 사용되는 에너지를 측정하였으며, 그 결과는 하기 표 1에서 나타내었다.
표 1
column별 에너지 사용량(gal/hr) column별 탑정 흐름의 환류비 전체 에너지 사용량(gal/hr) 에너지 절감율(%)
실시예 1 DWC 3.36 18.5 내지 25.5 3.36 55.5
실시예 2 DWC 3.52 8.4 내지 17.3 3.52 53.4
실시예 3 DWC 4.21 15.2 내지 18.5 4.21 44.1
실시예 4 DWC 4.58 16.6 내지 19.8 4.58 39.3
실시예 5 DWC 2.98 7.2 내지 16.5 2.98 60.5
실시예 6 DWC 3.12 8.1 내지 17.1 3.12 58.7
비교예 일반형 증류탑 3.91 10 내지 20 7.55 -
일반형 증류탑 3.64 1 내지 10
상기 표 1에서 나타나듯이, 본 출원의 제조 장치의 실시예에 의하여 옥탄올을 분리할 경우, 비교예에 비하여 최대 60.5%까지 에너지 절감 효과가 나타나고 있다.

Claims (19)

  1. 응축기, 재비기, 열교환기, 및 분리벽이 구비된 증류탑을 포함하고,
    상기 증류탑은 원료 공급 영역, 생성물 유출 영역, 탑정 영역 및 탑저 영역으로 구분되며,
    하기 화학식 1의 화합물을 포함하는 원료가 상기 원료 공급 영역으로 유입되고, 유입된 원료는 생성물 흐름, 탑저 흐름 및 탑정 흐름으로 분리되어 유출되며,
    상기 탑저 흐름은 탑저 영역에서 유출되고, 상기 탑저 흐름 중 일부는 재비기를 통하여 증류탑으로 환류되며,
    상기 탑정 흐름은 탑정 영역에서 유출되어 응축기를 통과하고, 상기 응축기를 통과한 탑정 흐름 중 일부는 증류탑으로 환류되며,
    상기 생성물 흐름은 생성물 유출 영역에서 유출되고,
    상기 탑정 흐름, 탑저 흐름 및 생성물 흐름 중 적어도 하나 이상의 흐름의 일부 또는 전부가 상기 열교환기를 통과하여 열교환되는 알칸올의 제조 장치:
    [화학식 1]
    R-OH
    상기 화학식 1에서 R은 알킬기이다.
  2. 제 1 항에 있어서, 화학식 1의 화합물이 옥탄올인 알칸올의 제조 장치.
  3. 제 1 항에 있어서, 화학식 1의 화합물이 2-에틸헥산올인 알칸올의 제조 장치.
  4. 제 1 항에 있어서, 열교환기는 탑정 흐름의 일부 또는 전부를 물과 열교환하거나, 탑저 흐름, 탑정 흐름 및 생성물 흐름으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상의 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역으로 유입되는 원료와 열교환 시키는 알칸올의 제조 장치.
  5. 제 1 항에 있어서, 열교환기는 응축기의 전단에 위치하며, 탑정 영역에서 유출되는 탑정 흐름의 일부 또는 전부를 물과 열교환하여 스팀을 생산하는 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기인 알칸올의 제조 장치.
  6. 제 1 항에 있어서, 열교환기는 응축기의 전단에 위치하며, 탑정 영역에서 유출되는 탑정 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역으로 유입되는 원료와 열교환하여 원료를 승온시키는 탑정 흐름용 원료 예열 열교환기인 알칸올의 제조 장치.
  7. 제 1 항에 있어서, 열교환기는 원료 공급 영역의 전단에 위치하며, 생성물 유출 영역에서 유출되는 생성물 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역으로 유입되는 원료와 열교환하여 원료를 승온시키는 생성물 흐름용 원료 예열 열교환기인 알칸올의 제조 장치.
  8. 제 1 항에 있어서, 열교환기는 원료 공급 영역의 전단에 위치하며, 탑저 영역에서 유출되는 탑저 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역으로 유입되는 원료와 열교환하여 원료를 승온시키는 탑저 흐름용 원료 예열 열교환기인 알칸올의 제조 장치.
  9. 제 1 항에 있어서, 탑정 흐름의 환류비는 1 내지 100인 알칸올의 제조 장치.
  10. 응축기, 재비기, 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기, 원료 예열 열교환기 및 분리벽이 구비된 증류탑을 포함하고,
    상기 증류탑은 원료 공급 영역, 생성물 유출 영역, 탑정 영역 및 탑저 영역으로 구분되며,
    하기 화학식 1의 화합물을 포함하는 원료가 상기 원료 공급 영역으로 유입되고, 유입된 원료는 생성물 흐름, 탑저 흐름 및 탑정 흐름으로 분리되어 유출되며,
    상기 탑저 흐름은 탑저 영역에서 유출되고, 상기 탑저 흐름 중 일부는 재비기를 통하여 증류탑으로 환류되며,
    상기 탑정 흐름은 탑정 영역에서 유출되어 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기 및 응축기를 순차적으로 통과하고, 상기 응축기를 통과한 탑정 흐름 중 일부는 증류탑으로 환류되며,
    상기 생성물 흐름은 생성물 유출 영역에서 유출되고,
    상기 탑정 흐름의 일부 또는 전부는 상기 탑정 흐름용 스팀 생성 열교환기 내에서 물과 열교환하여 스팀을 생산하고,
    상기 탑저 흐름 또는 생성물 흐름의 일부 또는 전부는 상기 원료 예열 열교환기 내에서 원료 공급 영역으로 유입되는 원료와 열교환하여 원료를 승온시키는 알칸올의 제조 장치:
    [화학식 1]
    R-OH
    상기 화학식 1에서 R은 알킬기이다.
  11. 제 10 항에 있어서, 화학식 1의 화합물이 옥탄올인 알칸올의 제조 장치.
  12. 제 10 항에 있어서, 화학식 1의 화합물이 2-에틸헥산올인 알칸올의 제조 장치.
  13. 제 10 항에 있어서, 원료 예열 열교환기는 탑저 영역에서 유출되는 탑저 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역으로 유입되는 원료와 열교환하여 원료를 승온시키는 탑저 흐름용 원료 예열 열교환기인 알칸올의 제조 장치.
  14. 제 10 항에 있어서, 원료 예열 열교환기는 생성물 영역에서 유출되는 생성물 흐름의 일부 또는 전부를 원료 공급 영역으로 유입되는 원료와 열교환하여 원료를 승온시키는 생성물 흐름용 원료 예열 열교환기인 알칸올의 제조 장치.
  15. 제 10 항에 있어서, 탑정 흐름의 환류비는 1 내지 100인 알칸올의 제조 장치.
  16. 하기 화학식 1의 화합물을 포함하는 원료를 분리벽형 증류탑으로 유입하는 단계; 및
    상기 유입된 원료를 증류하여 생성물 흐름, 탑저 흐름 및 탑정 흐름으로 분리하여 유출하는 단계를 포함하되,
    상기 탑정 흐름의 일부 또는 전부를 상기 증류탑으로 유입되는 원료 또는 증류탑 외부의 물과 열교환시키거나 상기 증류탑으로 유입되는 원료와 열교환시키는 알칸올의 제조 방법:
    [화학식 1]
    R-OH
    상기 화학식 1에서 R은 알킬기이다.
  17. 제 16 항에 있어서, 화학식 1의 화합물이 옥탄올인 알칸올의 제조 방법.
  18. 제 16 항에 있어서, 화학식 1의 화합물이 2-에틸헥산올인 알칸올의 제조 방법.
  19. 제 16 항에 있어서, 생성물 흐름 또는 탑저 흐름의 일부 또는 전부를 상기 증류탑으로 유입되는 원료와 추가로 열교환시키는 알칸올의 제조 방법.
PCT/KR2014/000480 2013-01-16 2014-01-16 알칸올의 제조 장치 Ceased WO2014112808A1 (ko)

Priority Applications (5)

Application Number Priority Date Filing Date Title
EP14740153.3A EP2947065B1 (en) 2013-01-16 2014-01-16 Device and process for preparing an octanol
BR112015016173-1A BR112015016173B1 (pt) 2013-01-16 2014-01-16 Dispositivo e método para preparar alcanol
US14/443,591 US10112122B2 (en) 2013-01-16 2014-01-16 Device for preparing alkanol
CN201480005133.6A CN104968636B (zh) 2013-01-16 2014-01-16 用于制备烷醇的装置
JP2015544010A JP6208249B2 (ja) 2013-01-16 2014-01-16 アルカノールの製造装置

Applications Claiming Priority (4)

Application Number Priority Date Filing Date Title
KR20130004943 2013-01-16
KR10-2013-0004943 2013-01-16
KR1020140005491A KR101596111B1 (ko) 2013-01-16 2014-01-16 알칸올의 제조 장치
KR10-2014-0005491 2014-01-16

Publications (1)

Publication Number Publication Date
WO2014112808A1 true WO2014112808A1 (ko) 2014-07-24

Family

ID=51739317

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PCT/KR2014/000480 Ceased WO2014112808A1 (ko) 2013-01-16 2014-01-16 알칸올의 제조 장치

Country Status (7)

Country Link
US (1) US10112122B2 (ko)
EP (1) EP2947065B1 (ko)
JP (1) JP6208249B2 (ko)
KR (1) KR101596111B1 (ko)
CN (1) CN104968636B (ko)
BR (1) BR112015016173B1 (ko)
WO (1) WO2014112808A1 (ko)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN107743413A (zh) * 2015-06-08 2018-02-27 株式会社Lg化学 蒸馏装置
JP2018512735A (ja) * 2015-04-03 2018-05-17 エルジー・ケム・リミテッド 蒸留装置

Families Citing this family (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2016032639A1 (en) * 2014-08-29 2016-03-03 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Treatment of aromatic alkylation feedstock
WO2016068677A1 (ko) * 2014-10-31 2016-05-06 주식회사 엘지화학 증류 장치
KR101804637B1 (ko) 2014-10-31 2018-01-10 주식회사 엘지화학 증류 장치
CN109806607A (zh) * 2017-11-21 2019-05-28 辽宁海德新化工有限公司 一种可提高原料纯度的装置
CN108276250A (zh) * 2018-01-04 2018-07-13 中石化上海工程有限公司 辛醇脱色处理方法
KR102294876B1 (ko) * 2018-09-28 2021-08-27 주식회사 엘지화학 아미드계 화합물의 회수 방법 및 장치
WO2020067797A1 (ko) * 2018-09-28 2020-04-02 주식회사 엘지화학 아미드계 화합물의 회수 방법 및 장치
JP7464077B2 (ja) * 2022-05-30 2024-04-09 栗田工業株式会社 油分含有廃液からの油分回収方法及び装置
CN118085915A (zh) * 2024-01-22 2024-05-28 华南理工大学 一种用于芳烃联合装置吸附分离单元抽出液的分隔壁精馏系统及方法
WO2025178339A1 (ko) * 2024-02-19 2025-08-28 한국과학기술원 공정 내 흐름을 지속적인 냉각재로 이용한 에너지 효율적 증류 장치 및 방법

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20030139631A1 (en) * 2001-12-27 2003-07-24 Dirk Muller Preparation of trimethylolpropane
KR100410705B1 (ko) * 1995-02-23 2004-03-30 셀라네제 쉐미칼스 오이로페 게엠베하 알콜을증류하는방법
KR100804821B1 (ko) * 2005-09-02 2008-02-20 주식회사 엘지화학 2-에틸헥산올 공장 부산물 중 2-에틸헥산올과 2-에틸헥실2-에틸헥사노에이트의 정제방법
KR20100105500A (ko) * 2009-03-19 2010-09-29 주식회사 엘지화학 고순도 2-에틸헥산올 생산을 위한 분리벽형 증류탑 및 이를 이용한 분별증류방법
US20120006673A1 (en) * 2009-03-19 2012-01-12 Lg Chem, Ltd. Dividing wall distillation column for producing high purity acrylic acid and fractional distillation method using the same

Family Cites Families (12)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS5855002A (ja) * 1981-09-29 1983-04-01 Nippon Oil Co Ltd 蒸溜装置の還流液調節方法
JPH09299702A (ja) 1996-05-16 1997-11-25 Kyowa Yuka Kk 蒸留方法
JP3329750B2 (ja) * 1998-11-05 2002-09-30 住友重機械工業株式会社 蒸留装置及びその蒸留方法
DE19914966A1 (de) 1999-04-01 2000-10-05 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlich betriebenen destillativen Abtrennung eines höherschmelzenden Stoffes
SG87923A1 (en) * 2000-08-22 2002-04-16 Sumitomo Heavy Industries Distillation apparatus and distillation method
DE602004025559D1 (de) * 2003-02-21 2010-04-01 Mitsubishi Chem Corp Verfahren zur konzentration von wasserlöslichem organischem material
EP2045232A1 (en) * 2007-10-04 2009-04-08 INEOS Phenol GmbH & Co. KG Process for the production of iso-propanol by liquid phase hydrogenation
NO328571B1 (no) 2007-10-12 2010-03-22 Epcon Energy & Process Control Fremgangsmate ved avvanning av en blanding av overveiende etanol og vann
KR101191122B1 (ko) * 2009-01-20 2012-10-15 주식회사 엘지화학 고순도 노르말 부탄올 생산용 분리벽형 증류탑, 및 노르말 부탄올 증류방법
JP2011162502A (ja) * 2010-02-12 2011-08-25 Hirotoshi Horizoe 無水エタノールの製造方法
KR101530102B1 (ko) * 2010-12-29 2015-06-18 주식회사 엘지화학 네오펜틸글리콜 정제를 위한 분리벽형 증류탑 및 이를 이용한 정제방법
CN102190559B (zh) * 2011-03-25 2014-03-12 浙江大学 一种使用分隔壁精馏塔精制甲醇的方法及装置

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR100410705B1 (ko) * 1995-02-23 2004-03-30 셀라네제 쉐미칼스 오이로페 게엠베하 알콜을증류하는방법
US20030139631A1 (en) * 2001-12-27 2003-07-24 Dirk Muller Preparation of trimethylolpropane
KR100804821B1 (ko) * 2005-09-02 2008-02-20 주식회사 엘지화학 2-에틸헥산올 공장 부산물 중 2-에틸헥산올과 2-에틸헥실2-에틸헥사노에이트의 정제방법
KR20100105500A (ko) * 2009-03-19 2010-09-29 주식회사 엘지화학 고순도 2-에틸헥산올 생산을 위한 분리벽형 증류탑 및 이를 이용한 분별증류방법
US20120006673A1 (en) * 2009-03-19 2012-01-12 Lg Chem, Ltd. Dividing wall distillation column for producing high purity acrylic acid and fractional distillation method using the same

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
See also references of EP2947065A4 *

Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2018512735A (ja) * 2015-04-03 2018-05-17 エルジー・ケム・リミテッド 蒸留装置
US10556191B2 (en) 2015-04-03 2020-02-11 Lg Chem, Ltd. Distillation method
CN107743413A (zh) * 2015-06-08 2018-02-27 株式会社Lg化学 蒸馏装置
JP2018517554A (ja) * 2015-06-08 2018-07-05 エルジー・ケム・リミテッド 蒸留装置
US10493375B2 (en) 2015-06-08 2019-12-03 Lg Chem, Ltd. Distillation device
CN107743413B (zh) * 2015-06-08 2020-03-20 株式会社Lg化学 蒸馏装置

Also Published As

Publication number Publication date
CN104968636A (zh) 2015-10-07
US20150306517A1 (en) 2015-10-29
EP2947065A4 (en) 2016-08-24
KR20140092785A (ko) 2014-07-24
JP6208249B2 (ja) 2017-10-04
KR101596111B1 (ko) 2016-02-22
EP2947065A1 (en) 2015-11-25
EP2947065B1 (en) 2020-04-22
JP2016504288A (ja) 2016-02-12
US10112122B2 (en) 2018-10-30
BR112015016173B1 (pt) 2021-03-23
BR112015016173A2 (pt) 2017-07-11
CN104968636B (zh) 2017-12-05

Similar Documents

Publication Publication Date Title
WO2014112808A1 (ko) 알칸올의 제조 장치
WO2014112810A1 (ko) 알칸올의 제조 장치
CN105555379B (zh) 分隔壁蒸馏塔
WO2012091397A2 (ko) 고순도 2-에틸헥실-아크릴레이트 생산을 위한 분리벽형 증류탑 및 이를 이용한 제조방법
WO2013042941A1 (ko) 듀얼 모드 분리벽형 증류탑
TWI546113B (zh) 蒸餾分離三或更多組分混合物的方法和裝置
WO2011081385A2 (ko) 트리클로로실란의 정제 방법 및 정제 장치
JP2016524522A (ja) 三成分または多成分混合物の蒸留による分離のための方法および装置
WO2018226056A1 (ko) 증류 장치 및 증류 방법
WO2023043003A1 (ko) 다성분 혼합물 분리 시스템
WO2016200111A1 (ko) 증류 장치
WO2021261682A1 (ko) 이소프로필 알코올 제조방법
WO2014003475A1 (ko) 이소프로필 알코올의 제조 방법
WO2013070042A1 (ko) 트리할로실란의 정제 장치
WO2018066838A2 (ko) 용매 분리 장치 및 용매 분리 방법
CN109438500B (zh) 一种使用内部热耦合精馏塔分离甲基氯硅烷的装置及方法
WO2017003209A1 (ko) 증류 장치
WO2022255575A1 (ko) 이소프로필 알코올 제조방법
WO2013070044A1 (ko) 트리할로실란의 정제 장치
WO2015026161A1 (ko) 이소프로필 알코올의 정제 방법
WO2022235025A1 (ko) 이소프로필 알코올 제조방법
CN112007371B (zh) 一种二氧化碳提纯装置和提纯装置进料方法
JPH04267903A (ja) 抽出蒸留工程の塔底生成物の後処理法
WO2016068677A1 (ko) 증류 장치
WO2020050484A1 (ko) 에틸렌 제조방법

Legal Events

Date Code Title Description
121 Ep: the epo has been informed by wipo that ep was designated in this application

Ref document number: 14740153

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1

WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: 14443591

Country of ref document: US

Ref document number: 2014740153

Country of ref document: EP

ENP Entry into the national phase

Ref document number: 2015544010

Country of ref document: JP

Kind code of ref document: A

NENP Non-entry into the national phase

Ref country code: DE

REG Reference to national code

Ref country code: BR

Ref legal event code: B01A

Ref document number: 112015016173

Country of ref document: BR

ENP Entry into the national phase

Ref document number: 112015016173

Country of ref document: BR

Kind code of ref document: A2

Effective date: 20150703