FR2966457A1 - Procede de production d'esters alkyliques a partir d'huile vegetale ou animale et d'un monoalcool aliphatique avec integration thermique. - Google Patents
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Abstract
La présente invention décrit un procédé de fabrication d'esters alkyliques d'acides gras et de glycérine mettant en oeuvre dans une section réactionnelle au moins une réaction de transestérification entre une huile végétale ou animale et un monoalcool aliphatique, et utilisant un catalyseur solide hétérogène, dans lequel le bilan énergétique est amélioré par intégration thermique de l'énergie dégagée lors de l'étape de condensation du monoalcool.
Description
Domaine de l'invention
L'invention concerne un procédé de fabrication d'esters alkyliques à partir d'huiles végétales ou animales et d'un monoalcool aliphatique. Étude de l'art antérieur En vue de leur utilisation comme biocarburant, les esters alkyliques d'huiles végétales sont produits à partir d'huiles végétales issues par exemple de colza, de tournesol, de soja ou même de palme. Mal adaptées à l'alimentation directe des moteurs diesel modernes des véhicules particuliers, les huiles végétales constituées essentiellement de triglycérides peuvent par exemple être transformées par une réaction de transestérification avec un alcool mono aliphatique, par exemple le méthanol ou l'éthanol, introduit en excès pour produire des esters méthyliques d'huiles végétales (EMHV) et de la glycérine.
Le procédé Esterfip-HTM décrit notamment dans la demande de brevet EP-A1-1 352 893 est un procédé mettant en oeuvre un ensemble de réactions de transestérification entre une huile végétale ou animale et du méthanol, utilisant un catalyseur hétérogène. Ce procédé comprend certaines étapes consommatrices en énergie. En effet, la mise en oeuvre du catalyseur hétérogène se fait à haute température, comprise entre 170 et 210°C, à haute pression, comprise entre 3 et 8 MPa pour rester en phase liquide et nécessite un excès de méthanol (ratio massique méthanol / huile compris entre 0,5 et 2) afin de déplacer l'équilibre thermodynamique pour pousser la conversion de l'huile vers la production de l'ester. En raison du déplacement de cet équilibre thermodynamique, ce procédé est réalisé en deux étapes réactionnelles avec soutirage intermédiaire d'une partie de la glycérine co-produite. Cette opération de séparation se fait par décantation, à une température comprise entre 50 et 70°C, en présence d'une faible quantité de méthanol. En effet ce dernier joue le rôle de co-solvant entre les phases ester et glycérine. Cela implique une étape de séparation du méthanol contenu dans l'effluent issu du premier réacteur de transestérification. D'autre part, pour répondre à la spécification .de 2 000 ppm maximum de méthanol dans l'ester final imposée par la norme européenne des biocarburants EN 14 214, il est nécessaire de réaliser également une séparation de l'excès d'alcool présent en sortie du second réacteur de transestérification. Cette séparation du méthanol est obtenue par vaporisation lors de la détente des effluents chauds sortant des premier et second réacteurs. De façon à obtenir une pression stable 1 dans les réacteurs malgré les fluctuations inhérentes au procédé, la section de passage du flux doit être variable et régulée par une vanne de régulation de pression. Cette détente s'accompagne d'une vaporisation, principalement du méthanol. En effet la température d'ébullition du méthanol est très faible comparée à celles des autres corps contenus dans l'effluent sortant du réacteur. Cela est illustré par le tableau suivant où sont présentés les masses molaires, masses volumiques et points d'ébullitions, dans les conditions normales, des principaux composés considérés : Composant Masse Molaire Masse Volumique Point normal kg/kmol à 15°C d'ébullition kg/m3 °C eau 18.0 998.6 100 méthanol 32.0 795.6 65 glycérine 92.1 1265.1 290 ester 296.5 876.9 344 mono-glycérides 356.6 941.1 358 di-glycérides 621.1 928.1 367 huile 885.5 915.6 375 acide oléique 282,5 892.1 370 Lors de cette étape, une partie de la chaleur sensible de l'effluent est convertie en chaleur latente nécessaire au changement d'état du méthanol (passage de la phase liquide à la phase vapeur). II en résulte un abaissement de la température de l'effluent. Plus la pression atteinte lors de la détente est faible et plus la quantité de méthanol vaporisée est importante et en conséquence plus la température après détente sera faible.
Ainsi pour une composition et une température données de l'effluent sortant du réacteur, à une pression telle qu'il sera entièrement sous forme liquide, à une pression après détente donnée, les compositions des fractions liquide et vapeur ainsi que la température du système sont fixées et peuvent être prédites au moyen de calculs (modèle thermodynamique et méthode de détermination de composition de phases à l'équilibre liquide/vapeur) bien connus de l'homme du métier.
A l'issue de l'étape de détente, l'effluent issu du réacteur est constitué d'une fraction vapeur et d'une fraction liquide qui sont séparées dans ce que l'homme de l'art appelle un ballon de flash qui est une capacité assurant le désengagement gravitaire des gouttes de liquide du flux vapeur ascendant.
Dans le schéma de procédé actuel tel que décrit dans la demande de brevet EP-A1-1 352 893, les effluents des premier et second réacteurs sont détendus à une pression très faible, respectivement 0,25 et 0,15 MPa absolus, afin de maximiser la quantité de méthanol vaporisée. Ce méthanol vapeur, pour être recyclé vers les réacteurs travaillant en phase liquide doit obligatoirement être condensé. Or, il est bien connu de l'homme du métier que la température de changement d'état d'un corps dépend de la pression où est effectuée cette opération. Plus la pression est faible et plus la condensation se fera à basse température. Ainsi à 0,2 MPa absolus, la température de condensation du méthanol pur est de 83°C. A l'inverse de la vaporisation, la condensation va permettre d'échanger une quantité d'énergie correspondant à l'enthalpie de passage de l'état vapeur à l'état liquide du méthanol. Cette énergie est transférée à un fluide dit froid, généralement de l'eau de refroidissement, dans un échangeur de chaleur. Lors de cette étape, la chaleur latente nécessaire au changement d'état du méthanol est convertie en chaleur sensible du fluide froid. Il en résulte une augmentation de la température de l'eau de refroidissement qui est, à son tour refroidie dans un système dédié. L'énergie transmise à ce fluide est donc considérée comme perdue pour le procédé.
L'enchaînement des étapes de réactions avec un large excès de méthanol à des niveaux de températures élevés et des étapes de vaporisation du méthanol en excès qui doit ensuite être condensé pour être recyclé via un ballon tampon de recycle est assez consommateur d'énergie, donc néfaste à la rentabilité du procédé.
II apparaît intéressant de modifier le schéma de procédé actuel pour limiter les pertes d'énergie et améliorer le bilan énergétique global notamment en utilisant cette quantité de chaleur disponible liée au changement d'état du méthanol pour réchauffer un flux du procédé tout en améliorant le schéma de circulation d'eau intervenant dans le procédé. Résumé de l'invention La présente invention propose un procédé de fabrication d'esters méthyliques à partir 35 d'huiles végétales ou animales et de méthanol dans lequel les étapes de détente de l'effluent issu du ou des réacteur (s) se font de façon étagée en au moins deux phases successives, à au moins deux niveaux de pression différents. Description des dessins La Figure 1 donne une représentation schématique d'une partie du procédé Esterfip-HT"" tel que décrit dans la demande de brevet EP-A- 1 352 893. La Figure 2 donne une représentation schématique du procédé selon un mode de réalisation de la présente invention comprenant l'intégration thermique, dans lequel l'énergie est utilisée pour le préchauffage de l'huile avant son mélange avec le méthanol. Description détaillée de l'invention.
Le procédé selon la présente invention est un procédé de production d'esters méthyliques d'acide gras et de glycérine à haute pureté, mettant en oeuvre au moins une réaction de 15 transestérification entre une huile végétale ou animale et du méthanol, en présence d'un catalyseur solide hétérogène, comprenant successivement -au moins une étape de transestérification au cours de laquelle on mélange l'huile végétale ou animale avec un excès de méthanol dans un réacteur contenant un lit fixe du catalyseur, - au moins une étape de détente de l'effluent issu du réacteur, suivie d'une étape de 20 séparation, à l'issue de laquelle - on obtient une phase riche en méthanol et une phase appauvrie en méthanol, - au moins une étape de concentration du méthanol contenu dans la phase riche' - au moins une étape de décantation de la phase appauvrie en méthanol pour séparer la glycérine de la phase supérieure riche en ester méthylique, 25 ledit procédé étant caractérisé en ce que ladite étape de détente et séparation du méthanol est étagée et se fait en au moins deux phases : a) une première phase de détente se faisant à un niveau de pression d'au moins 0,5 MPa, permettant d'obtenir une première fraction de méthanol vapeur et une fraction liquide contenant du méthanol non évaporé, des esters méthyliques, du glycérol et 30 des triglycérides partiellement convertis, la dite première phase de détente et séparation étant suivie d'une étape de condensation de ladite fraction de méthanol vapeur en une fraction de méthanol liquide à une température d'au moins 111 °C, libérant une quantité d'énergie Q, la fraction de méthanol liquide obtenue étant10 envoyée directement vers in ballon tampon de recycle, au moins une partie de ladite quantité d'énergie Q étant utilisée pour chauffer au moins un des flux du procédé, b) une seconde phase de détente à un niveau de pression inférieur à celui de l'étape a) de la fraction liquide contenant le méthanol non évaporé, les esters méthyliques, le glycérol et des triglycérides partiellement convertis, permettant d'obtenir une seconde fraction de méthanol vapeur, au moins une partie de cette seconde fraction étant envoyée vers le ballon tampon de recycle après avoir subi une étape de condensation, l'autre partie de ladite seconde fraction étant envoyée vers l'étape de concentration du méthanol.
Selon un mode de réalisation, ladite seconde fraction obtenue à l'étape b) et envoyée vers l'étape de concentration du méthanol peut subir une étape de condensation à l'issue de laquelle on obtient une fraction liquide comprenant un mélange de méthanol et d'eau, avant d'être envoyée vers l'étape de concentration du méthanol. Les deux étapes de condensation réalisées à l'étape b), respectivement de la fraction à envoyer vers le ballon tampon de recycle et de la fraction à envoyer vers l'étape de concentration du méthanol peuvent être effectuées ensemble ou séparément.
20 Lorsque les étapes de condensation réalisées sur les deux parties de la seconde fraction sont effectuées ensemble, la totalité de la fraction du méthanol vapeur obtenue après la seconde phase de détente de l'étape b) subit une étape de condensation, avant d'être séparée en deux fractions, l'une étant envoyée vers le ballon tampon de recycle et l'autre vers l'étape de concentration du méthanol. 25
Ainsi, en réalisant une détente étagée à un premier niveau de pression supérieure à 0,5 MPa, la température de condensation est supérieure à celle qui serait obtenue si la détente avait lieu à un niveau de pression unique et plus faible, comme décrit dans le procédé de 30 l'art antérieur. II devient donc possible d'utiliser la quantité d'énergie correspondant à l'enthalpie de passage de l'état vapeur à l'état liquide pour chauffer avantageusement un flux circulant dans le procédé. La quantité d'énergie totale nécessaire pour le fonctionnement du procédé est donc diminuée d'autant. 35 Le procédé selon l'invention permet en outre avantageusement d'adapter le niveau de détente de façon à obtenir du méthanol suffisamment pur pour contenir le moins d'eau possible. L'eau est un inhibiteur du catalyseur et sa teneur dans le milieu réactionnel doit être limitée pour éviter une perte d'activité du catalyseur, donc une conversion insuffisante de l'huile. D'autre part, la présence d'eau favorise la formation d'acides gras donc de réactifs susceptibles de réagir pour former des savons. L'eau est introduite dans le procédé via les charges entrantes (huile, méthanol) et est également produite lors de réactions secondaires. En l'absence de système de déconcentration dédié de cette eau à la fois introduite dans le procédé et produite in situ, un phénomène d'accumulation via la boucle de recycle de méthanol peut conduire à des teneurs en eau néfaste pour l'activité du catalyseur de transestérification.
En fixant judicieusement les conditions lors de la première phase de détente de l'effluent issu du ou des réacteur(s) de transestérification, il devient possible d'obtenir du méthanol dont la teneur en eau est moins importante que celui obtenu selon le procédé connu de l'art antérieur. En effet, en réalisant des étapes de détente étagées à des niveaux de pression différents, on obtient deux flux dont les teneurs en eau sont différentes. On peut ainsi par vaporisation obtenir une boucle plus "sèche". Par conséquent, le méthanol obtenu après passage dans un premier ballon flash, fonctionnant à un niveau de pression d'au moins 0,5 MPa, peut directement être envoyé vers le ballon tampon de recycle, sans passer par l'étape de concentration étant donné que la teneur en eau dans cette boucle est plus limitée. De cette façon, une partie seulement du méthanol, celle contenant davantage d'eau, doit être envoyée vers l'étape de concentration.
L'étape de concentration du méthanol se fait de façon avantageuse dans une colonne de distillation permettant la séparation du méthanol et de l'eau. Le méthanol sortant en tête de colonne est concentré et peut ainsi, après condensation être envoyé dans le ballon tampon de recycle. Ainsi grâce au procédé selon la présente invention, il devient possible de réduire la consommation énergétique de la colonne de distillation permettant de séparer l'eau : la quantité de méthanol introduite dans cette colonne est moins importante que celle du procédé de l'art antérieur. A iso quantité d'eau circulant dans le procédé, la quantité d'énergie consommée pour l'étape de concentration du méthanol est moindre.35 De façon avantageuse, après la première phase de détente, le flux de méthanol obtenu est plus concentré car appauvri en eau et permet de récupérer une quantité d'énergie thermique compatible avec les besoins du procédé.
La première fraction de méthanol vapeur obtenue après la première phase de détente contient avantageusement moins de 1000 ppm d'eau.
La quantité d'énergie Q correspondant à l'enthalpie de passage de l'état de vapeur à l'état liquide de la condensation faisant suite à la première phase de détente de l'effluent issu du réacteur de transestérification est avantageusement utilisée pour préchauffer, par exemple, le flux d'huile préalablement au mélange avec le méthanol avant l'entrée dans le premier réacteur de transestérification.
Selon un autre mode de réalisation, la quantité d'énergie Q est avantageusement utilisée pour préchauffer le flux de méthanol de recycle avant que celui-ci soit mélangé avec l'huile prétraitée en amont de l'entrée du réacteur de transestérification.
Selon un autre mode de réalisation, la quantité d'énergie Q est avantageusement utilisée pour préchauffer directement le flux entrant dans le réacteur de transestérification, qui est donc constitué d'un mélange d'huile et d'alcool.
Le procédé selon l'invention peut avantageusement comprendre deux étapes réactionnelles de transestérification. La phase riche en esters méthyliques, encore appelée phase ester est mélangée avec du méthanol avant d'être envoyée dans un second réacteur de transestérification. Cette phase contient également des glycérides partiellement convertis et est obtenue à l'issue de la première étape réactionnelle après détente, séparation du méthanol vapeur, refroidissement et décantation. Dans ce cas, les étapes de détente, de concentration du méthanol et de décantation pour séparer la glycérine co-produite sont répétées en sortie de chaque réacteur.
L'étape de détente de l'effluent en sortie du second réacteur se fait également de façon étagée, comme décrit précédemment. Ainsi, en sortie de la première phase de détente réalisée au niveau de pression d'au moins 0,5 MPa, on obtient un flux de méthanol contenant moins de 1000 ppm d'eau que l'on envoie directement au ballon tampon de recycle. A l'issue de la seconde phase de détente, le flux constitué du mélange méthanol/eau est également envoyé vers la colonne de distillation.
Dans un procédé comprenant deux étapes réactionnelles successives, les niveaux de pression auxquels ont lieu les phases de détente respectivement en sortie du premier et du second réacteur peuvent être différents.
Selon un autre mode de réalisation, dans un procédé en deux étapes réactionnelles, la quantité d'énergie issue de la condensation du méthanol en sortie du premier et/ou du second réacteur peut être indifféremment utilisée pour préchauffer un des effluents entrant dans le premier et/ou le second réacteur. Ainsi, cette quantité d'énergie peut être utilisée, comme décrit précédemment pour préchauffer le flux d'huile, le flux de méthanol ou le mélange d'huile et déthanol entrant dans le premier réacteur de transestérification.
Lorsque le procédé met en oeuvre deux étapes de transestérification, la quantité d'énergie issue de la condensation du méthanol en sortie du premier et/ou du second réacteur peut être utilisée pour préchauffer la phase ester. Cette étape de préchauffe se fait en amont de l'entrée du second réacteur, préalablement à l'introduction de méthanol.
Selon un autre mode de réalisation, pour un procédé en deux étapes réactionnelles, la quantité d'énergie issue de la condensation du méthanol en sortie du premier et/ou du second réacteur peut être utilisée pour préchauffer le flux de méthanol avant que celui-ci soit mélangé avec la phase ester en amont de l'entrée du second réacteur.
Selon un autre mode de réalisation, dans un procédé en deux étapes réactionnelles, la quantité d'énergie issue de la condensation du méthanol en sortie du premier et/ou du second réacteur peut être utilisée pour préchauffer directement le flux constitué du mélange de la phase ester avec de méthanol entrant dans le second réacteur de transestérification.
L'étape réactionnelle de transestérification se déroule à une pression de 2 à 7 MPa et à une température de 140 à 230°C à une vitesse volumique horaire ou vvh (rapport entre le débit volumique horaire d'huile à traiter et le volume de catalyseur) comprise entre 0,5 et 1,5 h-'.
La glycérine co-produite a une pureté comprise entre 95 et 99,9% et de préférence entre 98 et 99,9%. On parle par conséquent de glycérine de haute pureté.
Sur la Figure 1 selon l'art antérieur, le flux de méthanol est introduit par la conduite (1) et est mélangé au flux d'huile prétraitée circulant dans la conduite (2). Le mélange circulant dans la conduite (3) est mis à la pression désirée comprise entre 2 et 7 MPa, par exemple à 6 MPa et est chauffé au niveau de l'échangeur F1 à une température comprise entre 140 et 230°C , avant d'être introduit dans le premier réacteur de transestérification (R1) comprenant au moins un lit fixe du catalyseur solide hétérogène, à une vitesse volumique horaire (vvh) comprise entre 1,5 et 0,5 hl. L'effluent sortant du premier réacteur et circulant dans la conduite (4) comprend des esters méthyliques, du glycérol, des triglycérides partiellement convertis et du méthanol. Cet effluent est détendu à une pression d'environ 0,25 MPa et réchauffé dans l'échangeur F2 pour vaporiser le méthanol en excès. Le méthanol vapeur est ensuite séparé dans le ballon (Cl). Une partie du méthanol vapeur (flux 5a) est condensée via un condenseur (Al) et recyclée vers un ballon tampon (non représenté sur le schéma). Une autre partie (flux 5b) est envoyée vers une colonne de distillation (non représentée sur le schéma) qui permet la séparation eau/méthanol et le contrôle de la teneur en eau dans les charges des réacteurs. Le liquide obtenu circulant dans la conduite (6) est ensuite refroidi et décanté dans un ballon (non représenté sur la figure), pour séparer la phase supérieure riche en esters méthyliques alimentant éventuellement la seconde section réactionnelle, non représentée sur la figure et la phase inférieure riche en glycérine qui doit être traitée spécifiquement.
La Figure 2 selon la présente invention représente un mode de réalisation où la quantité d'énergie récupérée suite à la détente de l'effluent issu du réacteur de transestérification est utilisée pour préchauffer le mélange huile/méthanol préalablement à son introduction dans le premier réacteur. Le flux de méthanol est introduit par la conduite (1) et est mélangé au flux d'huile prétraitée circulant dans la conduite (2). Le mélange circulant dans la conduite (3) est mis à la pression désirée entre 2 et 7 MPa, par exemple à 6 MPa et est chauffé à une température comprise entre 140 et 230°C au niveau des échangeurs E1 et F1, avant d'être introduit dans le premier réacteur de transestérification (R1) comprenant au moins un lit fixe du catalyseur solide hétérogène, à une vitesse volumique horaire (vvh) comprise entre 1,5 et 0,5 h-'. L'effluent sortant du premier réacteur et circulant dans la conduite (4) comprend des esters méthyliques, du glycérol, des triglycérides partiellement convertis et du méthanol.
Cet effluent est détendu à un niveau de pression supérieur à 0,5 MPa, puis le méthanol vapeur est séparé dans le ballon C2, à une température d'au moins 111 °C. Il s'agit de la première phase de détente. L'effluent circulant dans la conduite (7) constitué de méthanol contenant moins de 1000 ppm d'eau est utilisé pour chauffer successivement le mélange des charges constituées d'huile et de méthanol préalablement à leur introduction dans le réacteur (R1) via l'échangeur thermique (E1) puis la phase liquide issu du ballon C2 et circulant dans la conduite (8) via l'échangeur E2. Le flux (7) après passage dans un condenseur (Al) est directement envoyé vers le ballon tampon de recycle. La fraction liquide obtenue après la première étape de condensation circulant dans la conduite (8) et qui contient le restant de méthanol nôn évaporé, les esters méthyliques, la glycérine, ainsi que des triglycérides partiellement convertis est détendue à un niveau de pression plus bas, de l'ordre de 0,25 MPa, une fois réchauffée via les échangeurs E2 et F2. Une partie du méthanol restant est ainsi vaporisé dans le ballon Cl. En sortie de ce ballon, une partie du flux de méthanol vapeur est envoyé dans le condenseur Al (flux 5a) puis est évacué vers un ballon tampon de recycle, de la même façon que le flux (7). Le flux 5b, constitué d'un mélange d'eau et de méthanol vapeur est envoyé vers une colonne de distillation.
Selon un autre mode de réalisation du procédé non représenté sur la Figure, la totalité du flux de méthanol sortant du ballon Cl est envoyé dans le condenseur Al. En sortie de ce condenseur, une partie du flux de méthanol liquide est évacué vers un ballon tampon de recycle (flux 5a), de la même façon que le flux (7). Le flux 5b, constitué d'un mélange d'eau et de méthanol liquide est envoyé vers une colonne de distillation via une pompe non représentée sur la figure. De la même façon que sur la Figure 1, le liquide obtenu circulant dans la conduite (6) est ensuite refroidi et décanté dans un ballon décanteur (non représenté sur la figure), pour séparer la phase supérieure riche en esters méthyliques alimentant éventuellement la seconde section réactionnelle et la phase inférieure riche en glycérine qui doit être traitée spécifiquement. De façon avantageuse, lorsque le procédé est mis en oeuvre en deux étapes réactionnelles successives, les différents flux envoyés vers la colonne de distillation, provenant des effluents vapeur de la seconde phase de détente en sortie des premier et second réacteurs, peuvent être envoyés à des niveaux différents dans la colonne de distillation, en fonction de leur teneur respective en eau.
Claims (14)
- REVENDICATIONS1) Procédé de production d'esters méthyliques d'acide gras et de glycérine à haute pureté, mettant en oeuvre au moins une réaction de transestérification entre une huile végétale ou animale et du méthanol, en présence d'un catalyseur solide hétérogène, comprenant successivement - au moins une étape de transestérification au cours de laquelle on mélange l'huile végétale ou animale avec un excès de méthanol dans un réacteur contenant un lit fixe du catalyseur, - au moins une étape de détente de l'effluent issu du réacteur, suivie d'une étape de séparation, à l'issue de laquelle on obtient une phase riche en méthanol et une phase appauvrie en méthanol, - au moins une étape de concentration du méthanol contenu dans la phase riche, - au moins une étape de décantation de la phase appauvrie en méthanol pour séparer la glycérine de la phase supérieure riche en ester méthylique, ledit procédé étant caractérisé en ce que ladite étape de détente et séparation du méthanol est étagée et se fait en au moins deux phases : a) une première phase de détente de l'effluent obtenu en sortie du réacteur se faisant à un niveau de pression d'au moins 0,5 MPa, permettant d'obtenir une première fraction de méthanol vapeur et une fraction liquide contenant du méthanol non évaporé, des esters méthyliques, du glycérol et des triglycérides partiellement convertis, la dite première phase de détente et séparation étant suivie d'une étape de condensation de ladite fraction de méthanol vapeur en une fraction de méthanol liquide à une température d'au moins 111 °C, libérant une quantité d'énergie Q, la fraction de méthanol liquide obtenue étant envoyée directement vers le ballon tampon de recycle, ladite quantité Q étant utilisée pour chauffer au moins un des flux du procédé, b) une seconde phase de détente à un niveau de pression plus bas que celui de l'étape a) de la fraction liquide contenant le méthanol non évaporé, les esters méthyliques, le glycérol et des triglycérides partiellement convertis, permettant d'obtenir une seconde fraction de méthanol vapeur, au moins une partie de cette seconde fraction étant envoyée vers le ballon tampon de recycle après avoir subi une étape de condensation, l'autre partie de ladite seconde fraction étant envoyée vers l'étape de concentration du méthanol.
- 2) Procédé selon la revendication 1 dans lequel la première fraction de méthanol vapeur obtenue après la première phase de détente contient moins de 1000 ppm d'eau.35
- 3) Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel ladite seconde fraction obtenue à l'étape b) et envoyée vers l'étape de concentration du méthanol subit une étape de condensation à l'issue de laquelle on obtient une fraction liquide comprenant un mélange de méthanol et d'eau, avant d'être envoyée vers l'étape de concentration du méthanol.
- 4) Procédé selon la revendication 3 dans lequel les deux étapes de condensation réalisées à l'étape b), respectivement de la fraction à envoyer vers le ballon tampon de recycle et de la fraction à envoyer vers l'étape de concentration du méthanol peuvent être effectuées ensemble ou séparément. 10
- 5) Procédé selon la revendication 4 dans lequel les étapes de condensation réalisées sur les deux parties de la seconde fraction sont effectuées ensemble, la totalité de la fraction de méthanol vapeur obtenue après la seconde phase de détente de l'étape b) subissant une étape de condensation, avant d'être séparée en deux fractions, l'une étant envoyée vers le 15 ballon tampon de recycle et l'autre vers l'étape de concentration du méthanol.
- 6) Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel ladite quantité d'énergie correspondant à l'enthalpie de passage de l'état de vapeur à l'état liquide de la condensation faisant suite à la première phase de détente de l'effluent issu du réacteur de 20 transestérification est utilisée pour préchauffer le flux d'huile préalablement au mélange avec le méthanol avant l'entrée dans le réacteur de transestérification.
- 7) Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel ladite quantité d'énergie Q est utilisée pour préchauffer le flux de méthanol de recycle avant que celui-ci soit mélangé 25 avec l'huile prétraitée en amont de l'entrée du réacteur de transestérification.
- 8) Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel ladite quantité d'énergie Q est utilisée pour chauffer le flux constitué du mélange d'huile et de méthanol entrant dans le réacteur de transestérification.
- 9) Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel on met en oeuvre deux étapes réactionnelles successives, la phase riche en esters méthyliques obtenue après l'étape de décantation étant mélangée avec du méthanol avant d'être envoyée dans un second réacteur de transestérification. 30 35
- 10) Procédé selon la revendication 9 dans lequel la quantité d'énergie issue de la condensation du méthanol en sortie du premier et/ou du second réacteur est utilisée pour préchauffer un des effluents entrant dans le premier et/ou le second réacteur.
- 11) Procédé selon l'une des revendications 9 ou 10 dans lequel ladite quantité d'énergie issue de la condensation du méthanol en sortie du premier et/ou du second réacteur est utilisée pour préchauffer le flux de méthanol avant qu'il soit mélangé avec la phase ester en amont de l'entrée du second réacteur .
- 12) Procédé selon l'une des revendications 9 ou 10 dans lequel la quantité d'énergie issue de la condensation du méthanol en sortie du premier et/ou du second réacteur est utilisée pour préchauffer la phase ester en amont de l'entrée du second réacteur, préalablement à l'introduction de méthanol.
- 13) Procédé selon l'une des revendications 9 ou 10 dans lequel ladite quantité d'énergie issue de la condensation du méthanol en sortie du premier et/ou du second réacteur est utilisée pour préchauffer directement le flux constitué du mélange de la phase ester et de méthanol entrant dans le second réacteur de transestérification.
- 14) Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel la réaction de transestérification a lieu a une température comprise entre 140 et 230°C, une pression comprise entre 2 et 7 MPa et une vitesse volumique horaire comprise entre 0,5 et 1,5 h-'.
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