PL171878B1 - wyzszych kwasów tluszczowych PL - Google Patents

wyzszych kwasów tluszczowych PL

Info

Publication number
PL171878B1
PL171878B1 PL93298214A PL29821493A PL171878B1 PL 171878 B1 PL171878 B1 PL 171878B1 PL 93298214 A PL93298214 A PL 93298214A PL 29821493 A PL29821493 A PL 29821493A PL 171878 B1 PL171878 B1 PL 171878B1
Authority
PL
Poland
Prior art keywords
reaction mixture
reactor
catalyst
transesterification
temperature
Prior art date
Application number
PL93298214A
Other languages
English (en)
Other versions
PL298214A1 (en
Inventor
Joosten Connemann
Anton Krallmann
Erich Fischer
Original Assignee
Leer Connemann Oelmuehle
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 Leer Connemann Oelmuehle filed Critical Leer Connemann Oelmuehle
Publication of PL298214A1 publication Critical patent/PL298214A1/xx
Publication of PL171878B1 publication Critical patent/PL171878B1/pl

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C67/00—Preparation of carboxylic acid esters
    • C07C67/03—Preparation of carboxylic acid esters by reacting an ester group with a hydroxy group

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Fats And Perfumes (AREA)
  • Liquid Carbonaceous Fuels (AREA)

Abstract

1 Sposób ciaglego wytwarzania C 1-C4-alkilowych estrów wyzszych kwasów tluszczowych z fazy olejowej, która obejmuje naturalne oleje lub tluszcze, zawierajace wolne kwasy tluszczowe, albo trojghcerydy kwasów C6-C24-tluszczowych, i z C 1-C4-mono - alkoholi na drodze zasadniczo bezcisnieniowego, kilkuetapowego przeestryfikowania w temperaturze reakcji co najwyzej 100° C w obecnosci alkalicznego katalizatora w warunkach oddzielania wydzielajacej sie gliceryny, usuwania pozostalosci katalizatora i odpedzania nizszych alkoholi z para wodna, znam ienny tym , ze a) w pierwszym etapie postepowania statycznie lub dynamicznie wymieszana wstepnie mieszanine fazy olejowej, monoalko- holu i katalizatora w temperaturze reakcji wprowadza sie u góry do pierwszego reaktora, uksztaltowanego jako kolumna pionowa, z taka predkoscia przeplywu, która jest mniejsza niz predkosc opadania gliceryny wydzielajacej sie z otrzymanej mieszaniny reakcyjnej 1 . która to gliceryne po zaszlym w pionowej kolumnie przeestryfikowaniu rzedu okolo 85-90% nieprzerwanie odprowadza sie w fazie blotnej tej kolumny, po czym b) te jeszcze okolo 0,5% wagowych rozpuszczonej i jeszcze wiecej zdyspergowanej gliceryny zawierajaca mieszanine reakcyjna, która sklada sie z nizszych estrów alkilowych, monoalkoholi, katalizatora, oleju i czesciowo przereagowanego oleju, przeprowadza sie w celu dalszego przeestryfikowania do drugiego reaktora, uksztaltowanego jako reaktor z mieszadlem, i ja dalej do stopnia okolo 95-97% przeestryfikowuje sie w czasie przebywania od 2 minut do 2 godzin w temperaturze reakcji 60-80°C, po czym c) te tak otrzymana mieszanine reakcyjna II uwalnia sie od 1-2,5% wagowych gliceryny w pierwszym etapie rozdzielania i) za pomoca temperatury 20-40°C, albo ii) za pomoca temperatury 70-90°C wobec dodania 0,25-10% wagowych goracego wodnego roztworu ekstrakcyjnego, w specjalnym separatorze poprzez krótkotrwale przemywanie roztworem ekstrakcyjnym, po czym d) w dalszym etapie postepowania te tak otrzymana mieszanine reakcyjna II wprowadza sie w temperaturze reakcji i wobec dopiowadzema dalszych C 1-C4-m onoalkoholi i katalizatora do drugiego reaktora, uksztaltowanego jako kolumna pionowa, z predkoscia przeplywu odpowiadajaca predkosci przeplywu w pierwszym etapie postepowania i produkt reakcyjny III e) poddaje sie dalszemu przeestiyfikowaniu w dalszym reaktorze z mieszadlem w temperaturze 60-80 C w czasie p rzeb y - w ania 0,5-2 godzin, po czym p rzeestry fik o w an y w sto p n iu 99,2-99,6% produkt reakcyjny IV f) d o p r ow adza sie w d ru g im e ta p ie ro zd zielan ia do dalszego s e p a ra to ra w te m p e ra tu rz e 7 0 -9 0 °C w obec dodatku 0,25-10% wagowych wodnego roztw oru ekstrakcyjnego badz roztw oru buforow ego i uw alnia od resztkow ej gliceryny, utw orzo- nych m ydel i k atalizatora, po czym g) te tak oczyszczona mieszanine reakcyjna IV uwalnia sie od nizszych alkoholi droga odpedzania z para wodna, kilkakrotnie przemywa sie roztworami ekstiakcyjnymi i pluczacymi i nastepnie suszy sieSposób ciaglego wytwarzania C 1 -C4-alkilowych estrów wyzszych kwasów tluszczowych PL

Description

Przedmiotem wynalazku jest sposób ciągłego wytwarzania Ci-Cą-alkilowych estrów wyższych kwasów tłuszczowych z fazy olejowej, która obejmuje naturalne oleje lub tłuszcze, zawierające wolne kwasy tłuszczowe, albo trójglicerydy kwasów C6-C24-tłuszczowych, i z Cb-Cą-monoalkoholi na drodze zasadniczo bezciśnieniowego, kilkuetapowego przeestryfikowania w temperaturze reakcji co najwyżej 100°C w obecności alkalicznego katalizatora w warunkach oddzielania wydzielającej się gliceryny, usuwania pozostałości katalizatora i odpędzania niższych alkoholi z parą wodną.
Takie ciągłe sposoby są przykładowo znane z opisów patentowych FR-PS 2 560 210 lub DE-OS 34 44 893; w sposobie tym otrzymuje się co najwyżej 95% bądź 97% przeestryfikowanie. Wyższe przeestryfikowania rzędu około 98% osiąga się za pomocą wieloetapowego sposobu według opisu fR-PS 2 577 569 lub według opisu EP-B-0 127 104, który przeprowadza się pod ciśnieniem co najwyżej 0,5 MPa i w obecności ciekłego czynnika nośnego. W celu zwiększenia wydajności można sposób przeestryfikowania np. według opisu EP-A2-0 198 243 przeprowadzać w wyższej temperaturze 210-280°C pod ciśnieniem 6-8 MPa w ciągu długiego czasu reakcji. W przypadku innych sposobów np. według opisu EP-B1-0 192 035 stosuje się jonity do katalizowania wstępnej estryfikacji albo np. według opisu OE-PS 386222 oczyszcza się fazy estrowe za pomocą kationitu.
171 878
Z wszystkimi tymi sposobami wiąże się ta niedogodność, że są one z powodu zbyt wysokiej temperatury lub ciśnienia albo z powodu zbyt długich czasów reakcji i zbyt dużej objętości aparatury nieopłacalne, albo że wprawdzie osiąga się przeestryfikowanie do- 97,5-98,7%. lecz udział związanej i przede wszystkim wolnej gliceryny jest zbyt wysoki i powstaje zbyt wysoka liczba kwasowa, toteż muszą być uruchomione poważne nakłady dla oddzielenia pozostałej gliceryny i powstałych mydeł lub kwasów tłuszczowych, przykładowo drogą następnie dołączonego oczyszczania destylacyjnego.
Według opisu DE-PS 39 32 514 proponowano też stosowanie reaktorów rurowych z następnie dołączonymi separatorami statycznymi, przy czym reakcję tę przeprowadza się przy bardzo wysokiej prędkości przepływu.
Tego rodzaju sposoby stały się ostatnio interesujące dlatego, gdyż stosowanie estrów kwasów tłuszczowych albo samych albo wraz z metanolem i olejem gazowym jako- paliwa dla silników wysokoprężnych jest odpowiednie, tak jak to podano w opisie DE-OS 37 27 081 oraz w dalszych, tamże wyszczególnionych pozycjach literaturowych.
Przy tym według najnowszych doświadczeń zależy producentom silników na tym. żeby po przeestryfikowaniu estrowa mieszanina gotowa do stosowania jako wysokowartościowe paliwo do silników wysokoprężnych wykazywała całkowitą zawartość gliceryny poniżej 0,20% wagowych, a możliwie poniżej 0,15% wagowych, zawartość wolnej gliceryny mieściła się poniżej 0,01% wagowych, liczba kwasowa nie była większa od 0,2 i resztkowa zawartość trójglicerydów miała tendencję zmierzająca do zera.
Takie wartości i znamionowe mogły dotychczas być osiągane tylko z trudem na drodze ostatecznego oczyszczania destylacyjnego, natomiast te dotychczasowe omówione i realizowane sposoby przeestryfikowania bez dołączonej następnie destylacji spełniają akurat wartości znamionowe austriackiej normy C 1190, mianowicie maksymalnie 0,25% całkowitej gliceryny 0,03% wolnej gliceryny i liczbę kwasową 1,0.
Wszystkie poprzednio wspomniane sposoby polegają na tym, że estry, odpowiednie jako paliwa dla silników wysokoprężnych, wytwarza się na drodze przeestryfikowania (alkoholizy) z najróżniejszych roślinnych tłuszczów i olejów za pomocą niższych alkoholi alifatycznych Za korzystny przykład tłuszczów bądź olejów uważa się olej rzepakowy, olej słonecznikowy, olej sojowy, olej kukurydziany, olej bawełniany, olej migdałowy, olej arachidowy, olej palmowy, olej kokosowy, olej lniany, olej rącznikowy, a zwłaszcza olej rzepakowy. Przeestryfikowanie to następuje za pomocą odpowiedniego alkoholu jednowodorotlenowego, takiego jak etanol, izopropanol, butanol, a także za pomocą wielowodorotlenowych alkoholi, takich jak trójmetylopropan, jednakże zwłaszcza za pomocą metanolu w obecności katalizatora przeestryfikowania, np. alkoholanów, wodorków, węglanów, octanów metali lub różnych kwasów, zwłaszcza alkoholanu sodowego, wodorotlenku sodowego lub potasowego.
Celem wynalazku jest opracowanie nowego, dającego się przeprowadzać metodą ciągłą, dwu- lub kilkuetapowego sposobu o charakterze omówionym we wstępie opisu, który 'to sposób obok przeestryfikowania od powyżej 99,2% do 99,6% pozwalałby na opłacalne przeprowadzanie, a zwłaszcza umożliwiałby szybkie i niemal całkowite oddzielenie gliceryny i w dalekiej mierze zapobiegałby nadto tworzeniu się mydeł zmniejszających wydajność.
Osiąga się ten cel za pomocą sposobu o omówionym wyżej charakterze, polegającego według wynalazku na tym, że
a) w pierwszym etapie postępowania statycznie lub dynamicznie wymieszaną wstępnie mieszaninę fazy olejowej, monoalkoholu i katalizatora w temperaturze reakcji wprowadza się u góry do pierwszego reaktora, ukształtowanego jako kolumna pionowa, z taką prędkością przepływu, która jest mniejsza niż prędkość opadania gliceryny wydzielającej się z otrzymanej mieszaniny reakcyjnej I, którą to glicerynę po zaszłym w pionowej kolumnie przeestryfikowaniu rzędu około 85-90% nieprzerwanie odprowadza się w fazie błotnej tej kolumny, po czym
b) tę jeszcze około 0,5% wagowych rozpuszczonej i jeszcze więcej zdyspergowanej gliceryny zawierającą mieszaninę reakcyjną, która składa się z niższych estrów alkilowych, monoalkoholi, katalizatora, oleju i częściowo przereagowanego oleju, przeprowadza się w celu dalszego przeestryfikowania do drugiego reaktora, ukształtowanego jako reaktor z mieszadłem,
171 878 ją dalej do stopnia około 95-97% przeestryfikowuje się w czasie przebywania od 2 minut do godzin w temperaturze reakcji 60-80°C, po czym
c) tę tak otrzymaną mieszaninę reakcyjną II uwalnia się od 1-2,5% wagowych gliceryny w pierwszym etapie rozdzielania i) za pomocą temperatury 20-40°C, albo ii) za pomocą temperatury 70-90°C wobec dodania 0,25-10% wagowych gorącego wodnego roztworu ekstrakcyjnego, w specjalnym separatorze poprzez krótkotrwałe przemywanie roztworem ekstrakcyjnym, po czym
d) w dalszym etapie postępowania tę tak otrzymaną mieszaninę reakcyjną II wprowadza się w temperaturze reakcji i wobec doprowadzenia dalszych C1-C4-monoalkoholi i katalizatora do drugiego reaktora, ukształtowanego jako kolumna pionowa, z prędkością przepływu odpowiadającą prędkości przepływu w pierwszym etapie postępowania i produkt reakcyjny III
e) poddaje się dalszemu przeestryfikowaniu w dalszym reaktorze z mieszadłem w temperaturze 60-80óC w czasie przebywania 0,5-2 godzin, po czym przeestryfikowany w stopniu 99,2-99,6% produkt reakcyjny IV
f) doprowadza się w drugim etapie rozdzielania do dalszego separatora w temperaturze 70-90°C wobec dodatku 0,25-10% wagowych wodnego roztworu ekstrakcyjnego bądź roztworu buforowego i uwalnia od resztkowej gliceryny, utworzonych mydeł i katalizatora, po czym
g) tę tak oczyszczoną mieszaninę reakcyjną IV uwalnia się od niższych alkoholi drogą odpędzania z parą wodną, kilkakrotnie przemywa się roztworami ekstrakcyjnymi i płuczącymi i następnie suszy się.
Korzystnie jako separator stosuje się separatory talerzowe, które umożliwiają dodatkową krótkotrwałą obróbkę fazy ciągłej bądź ekstrakcję fazy ciągłej lub zdyspergowanej za pomocą ośrodka o odpowiedniej gęstości.
Jako odpowiedni ośrodek korzystnie stosuje się wodne roztwory w kwaśnym lub zasadowym zakresie wartości pH bądź roztwory zbuforowane.
Część odglicerynowanej w separatorze, lekkiej fazy estrowej korzystnie zawraca się do obiegu do reaktora z mieszadłem w celu dalszego zmniejszenia istniejącego stężenia gliceryny i tym samym przesunięcia równowagi reakcji.
Czas zetknięcia w etapach płukania i rozdzielania ogranicza się korzystnie za pomocą separatorów talerzowych do 1-10 sekund w celu uniknięcia efektów hydrolizy.
W sposobie według wynalazku ciecze płuczące i ekstrakcyjne korzystnie prowadzi się w przeciwprądzie do fazy estrowej przez etapy przemywania, a po oddzieleniu mydeł także na etapy rozdzielania.
Mieszaninę reakcyjną II po doprowadzeniu do trzeciego reaktora, ukształtowanego jako kolumna pionowa, wprowadza się korzystnie do dalszego reaktora i dalej przeestryfikowuje ją w temperaturze reakcji.
W korzystnej postaci wykonania sposobu doprowadzona ilość alkoholu w pierwszym etapie przeestryfikowania wynosi 120-180%, a w drugim etapie przeestryfikowania wynosi 20-60% ilości, potrzebnej stechiometrycznie.
Szczególnie korzystnie doprowadzona ilość alkoholu w pierwszym etapie przeestryfikowania wynosi 150%, a w drugim etapie przeestryfikowania wynosi 30% ilości potrzebnej stechiometrycznie.
W dalszej korzystnej postaci wykonania sposobu stężenie katalizatora w pierwszym i drugim etapie postępowania jest różne, a w drugim etapie stanowi 1,1-3,0 krotność stężenia z pierwszego etapu postępowania.
Szczególnie korzystnie stężenie katalizatora w drugim etapie postępowania stanowi 1,5 krotność stężenia z etapu pierwszego.
Jako wodny roztwór ekstrakcyjny do oddzielania dalszej gliceryny w separatorze stosuje się alkaliczny roztwór buforowy o wartości pH=8-10.
Otrzymaną z separatora mieszaninę reakcyjną II lub IV korzystnie zawraca się w ilości 40-70% wagowych do poprzednio włączonego reaktora.
171 878
Otrzymaną po odpędzeniu z parą wodną składników lotnych mieszaninę reakcyjną IV chłodzi się do temperatury -25°C i w temperaturze od 120C do -15°C w separatorze uwalnia się ją od estrów alkilowych o wyższej temperaturze topnienia.
W następnej części opisu sposób według wynalazku objaśniono bliżej na podstawie przedstawionego na rysunku, schematu ideowego procesu technologicznego. Zasadniczo postępuje się tak, że w pierwszym etapie postępowania wymieszaną wstępnie mieszaninę fazy olejowej, monoalkoholu i katalizatora w temperaturze reakcji wprowadza się u góry do pierwszego reaktora, ukształtowanego jako kolumna pionowa, z taką prędkością przepływu, która jest mniejsza niż prędkość opadania gliceryny wydzielającej się we współprądzie z otrzymanej mieszaniny reakcyjnej I, którą to glicerynę po zaszłym w pionowej kolumnie przeestryfikowamu rzędu około 85-90% nieprzerwanie odprowadza się w fazie błotnej tej kolumny.
W szczególności prowadzi się tu olej roślinny, mianowicie olej rzepakowy, z zasobnika 2 z natężeniem przepływu 57 litrów/h przez wymiennik ciepła 4 i ogrzewa do temperatury reakcji poniżej 100°C, przykładowo do temperatury 60-75°C, i razem z alkoholem i katalizatorem doprowadza się do mieszalnika 8, który jest ukształtowany jako mieszalnik statyczny, ale korzystnie jako mieszalnik dynamiczny.
Z zasobnika 10 o zawartości 168 litrów metanolu i 2-3 kg NaOH doprowadza się przewodem 12 mieszaninę metanol/alkalia, i to w ilości 10 litrów/h, tak więc 1,4-1,6 krotny nadmiar metanolu z 0,24 - 0,35% wagowymi NaOH udaje się przewodem 12 do mieszalnika 8.
Tę mieszaninę reakcyjną wprowadza się u góry do pierwszego reaktora 14 z taką prędkością przepływu, która jest niższa od prędkości opadania gliceryny wydzielającej się we współprądzie. W kolumnie tej nieoczekiwanie następuje już przeestryfikowanie rzędu 85-90%. Glicerynę, tworzącą się podczas tego przeestryfikowania, można z dna tej kolumny odprowadzać nieprzerwanie lub periodycznie przewodem 16.
Tę, jeszcze około 0,5% wagowych rozpuszczonej i jeszcze więcej zdyspergowanej gliceryny zawierającą, mieszaninę reakcyjną I, która składa się z niższych estrów alkilowych, monoalkoholi, katalizatora, oleju i częściowo przereagowanego oleju, przeprowadza się z poziomu nieco powyżej dna kolumny 14 przewodem 18 w celu dalszego przeestryfikowania do drugiego reaktora 20, ukształtowanego jako reaktor z mieszadłem, i ją dalej do stopnia około 95-97% przeestryfikowuje się w czasie przebywania od 2 minut do 2 godzin w temperaturze reakcji 60-80°C.
Otrzymaną przy tym mieszaninę reakcyjną II uwalnia się następnie od dalszej gliceryny w etapie rozdzielania, przy czym to oddzielanie gliceryny może następować w dwojaki sposób. Albo się mieszaninę reakcyjną II z rurowego reaktora 20 przewodem 22 za pomocą wymiennika ciepła 24 doprowadza w temperaturze 20-40°C, korzystnie w temperaturze 25-30°C, do separatora 26, albo się ją w wymienniku ciepła 24 doprowadza do temperatury 70-90°C i dodając 0,25-10% wagowych gorącego wodnego roztworu ekstrakcyjnego wprowadza do separatora 26 Ten separator wysokosprawny jest korzystnie ukształtowany jako separator talerzowy, który nie tylko rozdziela fazy o różnej gęstości, lecz równocześnie pozwala na krótkotrwałą ekstrakcję lekkiej fazy estrowej za pomocą dodatkowo wprowadzonej fazy wodnej w celu niemal całkowitego wyekstrahowania rozpuszczonej gliceryny przeszkadzającej w przesunięciu równowagi, nie powodując wystąpienia dodatkowego zmydlania, a zasila się go za pomocą 50 litrów/h mieszaniny reakcyjnej II.
Część tej fazy lekkiej można w obiegu zawracać do poprzednio podłączonego reaktora rurowego w celu wyraźnego obniżenia również już tam stężenia gliceryny.
Jeśli mieszaninę reakcyjną II przesyła się w temperaturze 20-40°C do separatora, to usuwa się około 1% wagowego dalszej gliceryny, natomiast w przypadku doprowadzenia gorącej mieszaniny reakcyjnej II z dodatkiem gorącego wodnego roztworu ekstrakcyjnego usuwa się 1-2,5% wagowych dalszej gliceryny i tym samym stwarza się warunki dla następnego dodatkowego przeestryfikowania..
W dalszym etapie postępowania tę tak otrzymaną mieszaninę reakcyjnąll wprowadza się w temperaturze reakcji i w prądzie skrzyżowanym wobec nowego doprowadzeniadalszych C1-Cą-monoalkoholi i katalizatora do drugiego reaktora, ukształtowanego jako kolumna pionowa, z prędkością przepływu odpowiadającą prędkości przepływu w pierwszym etapie postępowania.
171 878
Przy tym w szczególności mieszaninę reakcyjną II bądź produkt przeestryfikowania doprowadza się z prędkością 50 litrów/h przewodem 28 do dalszego wymiennika ciepła 30 i z tórą równoczesn temperaturą 70-90 C wprowadza się do pompy mieszającej zawierającego alkohol i ług sodowy, doprowadza się z prędkością 1,5-3 litrów/h w 0,2-0,4 krotnym nadmiarze mieszaninę 0,54-0,11% NaOH i alkoholu. Mieszaninę tę prowadzi się przez drugi reaktor 36, ukształtowany jako pionowa kolumna, w którym przeprowadza się dalsze przeestryfikowanie z rezultatem 98,5-99,0%. Również przy tym prędkość przepływu jest tak oszacowana, że jest ona mniejsza niż prędkość opadania gliceryny wydzielającej się z mieszaniny reakcyjnej. Mieszanina reakcyjna III, odbierana u dna kolumny, udaje się przewodem 38 do drugiego reaktora z mieszadłem 401 tu zostaje w temperaturze 60-80°C i w czasie przebywania 0,5-2 godzin, korzystnie w temperaturze 65-68°C i w czasie przebywania 1 godziny, poddana dalszemu przeeslryfikowamu.
Produkt, otrzymany z tego reaktora z mieszadłem, doprowadza się przewodem 42 do wymiennika ciepła 44 i następnie w temperaturze 70-90°C w dalszym etapie rozdzielania doprowadza przewodem 46 do dalszego separatora 48, który jest ukształtowany analogicznie do pierwszego separatora 26. Separator ten analogicznie do wariantu z pierwszego rozdzielania zasila się gorącym wodnym roztworem buforowym lub wodnym roztworem reakcyjnym z zasobnika 50 przez przewód 52. Przy tym ług sodowy, ewentualnie utworzone mydło i glicerynę oddziela się za pomocą wody, przy czym tę wówczas otrzymaną mieszaninę reakcyjną IV odprowadza się przewodem 54 w celu dalszego oczyszczenia, natomiast część tego produktu reakcyjnego przewodem 56 zawraca się do drugiego reaktora z mieszadłem 40. Dzięki temu osiąga się to, ze również w drugim reaktorze z mieszadłem 40 częściowo obniży się stężenie rozpuszczonej gliceryny dla przesunięcia równowagi reakcji i osiągnięcia wyższego stopnia przeestryfikowania. Doprowadzony do dalszego oczyszczania produkt reakcyjny IV wykazuje stopień przeestryfikowania 99,2-99,6% i zawiera jeszcze tylko około 500-800 ppm mydła, poza tym nieco metanolu i wody.
W celu usunięcia resztkowego metanolu z produktu reakcyjnego IV doprowadza się go następnie przez wymiennik ciepła 57 przewodem 58 do kolumny przeparnikowej 60, która jest ogrzewana i eksploatowana w warunkach lekkiej próżni, toteż ta faza estrowa przy opuszczaniu kolumny wykazuje zawartość metanolu wyraźnie poniżej 0,1 %. Odparowany metanol doprowadza się do nie zaznaczonego na rysunku układu skraplającego, do którego przyłączone są też wszystkie kolumny i zbiorniki z mieszadłami, skrapla i po wystarczającej rektyfikacji zawraca do obiegu do zasobnika 10 szarży katalizatora.
Mieszaninę reakcyjną IV prowadzi się następnie do pierwszego etapu przemywania, a mianowicie dzięki wymiennikowi ciepła 62 nastawia się temperaturę od 80°C do 90°C i wraz z około 2-10 litrami/h wody o temperaturze 80-90°C doprowadza przewodem 63 do dalszego separatora 64, w którym usuwa się resztki katalizatora, wodę, mydło i resztkową glicerynę. Produkt reakcji, dalej prowadzony do drugiego etapu przemywania i zawierający jeszcze tylko 150-300 ppm mydła, ponownie z zasobnika 67 za pomocą 2-10 litrów/h wody przemywa się w temperaturze 70-90°C i przez przewód 65 w dalszym separatorze 66 uwalnia się w daleko idącej mierze od gliceryny, wody oraz mydła, i wykazując wówczas zawartość mydła jeszcze tylko 15-30 ppm udaje się przewodem 68 do urządzenia suszącego 70 eksploatowanego w temperaturze 11O-120°C pod ciśnieniem 0,09 MPa, skąd przewodem 72 i chłodnicą 74 doprowadza się go do jeszcze jednego filtra 76, nim on jako produkt końcowy trafi do zbiornika magazynującego.
Fazy lekkie z separatorów 64 i 66 zawraca się przewodami 69 bądź 69' do każdego z poprzednich etapów.
W celu ewentualnego uzyskania zimowej przydatności paliwa do silników wysokoprężnych jest, w zależności i od sposobu prowadzenia reakcji i od substratów, celowe chłodzenie mieszaniny reakcyjnej IV do temperatury około -25°C, by w dalszym separatorze w temperaturze roboczej od -12°C do -15°C usunąć alkilowe estry o wyższej temperaturze topnienia. Pierwszy przyczynek dla lepszej przydatności zimowej polegajuz na tym, że początkową alkoholizę przeprowadza się za pomocą mieszaniny z metanolu i etanolu.
Korzystnie czasy zetknięcia w etapach przemywania i rozdzielania ogranicza się za pomocą separatorów talerzowych do 1 -20 sekund w celu uniknięcia efektów hydrolizy Ostatecznie
171 878 reaktor z mieszadłem można w celu obróbki różnych substratów nastawiać na różne czasy przebywania.
Przykład. Wyżej omówionym sposobem prowadzono postępowanie w urządzeniu wielkoprzemysłowym o zdolności wytwórczej 250000 litrów/dzień, przy czym otrzymano biopaliwo (olej napędowy) do silników wysokoprężnych (o nazwie Connediesel PME 99/-20 (-10, -0)), którego parametry były wyraźnie lepsze wobec porównawczo zestawionych danych dla estrów metylowych na osnowie olejów roślinnych według normy DIN V 51606 (olej napędowy do silników wysokoprężnych według normy DEN V 51606). Wyniki te podano niżej w tabeli, w której skrót CFPP (Cold Flow Pour Point) oznacza temperaturę płynięcia (CFPP).
Tabela
Wiaściwość Jednostka Olej do silników wysokoprężnych wg DIN V 51606 Wytworzony według wynalazku olej do silników wysokoprężnych
Temperatura zapłonu °C 100 powyżej 180
Wilgoć ppm 300 200
Liczba zobojętnienia mg KOH/g 0,500 0,200
Związana gliceryna % 0,250 0,150
Wolna gliceryna % 0,020 0,003
Fosfor ppm 10 mniej niż 2
Metanol % 0,300 mniej niż 0,100
Temperatura płynięcia (CFPP) °C -20,-10,0 * Φ -20 , 16 , -10
Legenda tabeli z dodatkiem obniżającym temperaturę zapłonu
Departament Wydawnictw UP RP. Nakład 90 egz. Cena 2,00 zł

Claims (15)

Zastrzeżenia patentowe
1. Sposób ciągłego wytwarzania Ci-C4-alkilowych estrów wyższych kwasów tłuszczowych z fazy olejowej, która obejmuje naturalne oleje lub tłuszcze, zawierające wolne kwasy tłuszczowe, albo trój glicerydy kwasów C6-C24-tłuszczowych, izC1-C4-monoalkoholi na drodze zasadniczo bezciśnieniowego, kilkuetapowego przeestryfikowania w temperaturze reakcji co najwyżej 100°C w obecności alkalicznego katalizatora w warunkach oddzielania wydzielającej się gliceryny, usuwania pozostałości katalizatora i odpędzania niższych alkoholi z parą wodną, znamienny tym, że
a) w pierwszym etapie postępowania statycznie lub dynamicznie wymieszaną wstępnie mieszaninę fazy olejowej, monoalkoholu i katalizatora w temperaturze reakcji wprowadza się u góry do pierwszego reaktora, ukształtowanego jako kolumna pionowa, z taką prędkością przepływu, która jest mniejsza niż prędkość opadania gliceryny wydzielającej się z otrzymanej mieszaniny reakcyjnej I, którą to glicerynę po zaszłym w pionowej kolumnie przeestryfikowaniu rzędu około 85-90% nieprzerwanie odprowadza się w fazie błotnej tej kolumny, po czym
b) tę jeszcze około 0,5% wagowych rozpuszczonej i jeszcze więcej zdyspergowanej gliceryny zawierającą mieszaninę reakcyjną, która składa się z niższych estrów alkilowych, monoalkohoh, katalizatora, oleju i częściowo przereagowanego oleju, przeprowadza się w celu dalszego przeestryfikowania do drugiego reaktora, ukształtowanego jako reaktor z mieszadłem, i ją dalej do stopnia około 95-97% przeestryfikowuje się w czasie przebywania od 2 minut do 2 godzin w temperaturze reakcji 60-80°C, po czym
c) tę tak otrzymaną mieszaninę reakcyjną II uwalnia się od 1-2,5% wagowych gliceryny w pierwszym etapie rozdzielania i) za pomocą temperatury 20-40°C, albo ii) za pomocą temperatury 70-90°C wobec dodania 0,25-10% wagowych gorącego wodnego roztworu ekstrakcyjnego, w specjalnym separatorze poprzez krótkotrwałe przemywanie roztworem ekstrakcyjnym, po czym
d) w dalszym etapie postępowania tę tak otrzymaną mieszaninę reakcyjną II wprowadza się w temperaturze reakcji i wobec doprowadzenia dalszych C1-C4-monoalkoholi i katalizatora do drugiego reaktora, ukształtowanego jako kolumna pionowa, z prędkością przepływu odpowiadającą prędkości przepływu w pierwszym etapie postępowania i produkt reakcyjny 111
e) poddaje się dalszemu przeestryfikowaniu w dalszym reaktorze z mieszadłem w temperaturze 60-80oC w czasie przebywania 0,5-2 godzin, po czym przeestryfikowany w stopniu 99,2-99,6% produkt reakcyjny IV
f) doprowadza się w drugim etapie rozdzielania do dalszego separatora w temperaturze 70-90°C wobec dodatku 0,25-10% wagowych wodnego roztworu ekstrakcyjnego bądź roztworu buforowego i uwalnia od resztkowej gliceryny, utworzonych mydeł i katalizatora, po czym
g) tę tak oczyszczoną mieszaninę reakcyjną IV uwalnia się od niższych alkoholi drogą odpędzania z parą wodną, kilkakrotnie przemywa się roztworami ekstrakcyjnymi i płuczącymi i następnie suszy się.
2. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że jako separator stosuje się separatory talerzowe, które umożliwiają dodatkową krótkotrwałą obróbkę fazy ciągłej bądź ekstrakcję fazy ciągłej lub zdyspergowanej za pomocą ośrodka o odpowiedniej gęstości.
3. Sposób według zastrz. 1 albo 2, znamienny tym, że jako odpowiedni ośrodek stosuje się wodne roztwory w kwaśnym lub zasadowym zakresie wartości pH bądź roztwory zbuforowane.
171 878
4. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że część odglicerynowanej w separatorze, lekkiej fazy estrowej zawraca się do obiegu do reaktora z mieszadłem w celu dalszego zmniejszenia istniejącego stężenia gliceryny i tym samym przesunięcia rownowagi reakcji.
5. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że czas zatknięcia w etapach płukania i rozdzielania ogranicza się za pomocą separatorów talerzowych do 1-10 sekund w celu uniknięcia efektów hydrolizy.
6. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że ciecze płuczące i ekstrakcyjne prowadzi się w przeciwprądzie do fazy estrowej przez etapy przemywania, a po oddzieleniu mydeł także na etapy rozdzielania.
7. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że mieszaninę reakcyjną II po doprowadzeniu do trzeciego reaktora, ukształtowanego jako kolumna pionowa, wprowadza się do dalszego reaktora i dalej przeestryfikowuje ją w temperaturze reakcji.
8. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że doprowadzona ilość alkoholu w pierwszym etapie przeestryfikowania wynosi 120-180%, a w drugim etapie przeestryfikowania wynosi 20-60% ilości potrzebnej stechiometrycznie.
9. Sposób według zastrz. 1 albo 8, znamienny tym, że doprowadzona ilość alkoholu w pierwszym etapie przeestryfikowania wynosi 150%, a w drugim etapie przeestryfikowania wynosi 30% ilości potrzebnej stechiometrycznie.
10. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że stężenie katalizatora w pierwszym i drugim etapie postępowania jest różne, a w drugim etapie stanowi 1,1-3,0 krotność stężenia z pierwszego etapu postępowania.
11. Sposób według zastrz. 1 albo 10, znamienny tym, że stężenie katalizatora w drugim etapie postępowania stanowi 1,5 krotność stężenia z etapu pierwszego.
12. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że jako wodny roztwór ekstrakcyjny do oddzielania dalszej gliceryny w separatorze stosuje się alkaliczny roztwór buforowy o wartości pH=8-10.
13. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że otrzymaną z separatora mieszaninę reakcyjną II lub IV zawraca się w ilości 40-70% wagowych do poprzednio włączonego reaktora.
14. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że otrzymaną po odpędzeniu z parą wodną składników lotnych mieszaninę reakcyjnąIV chłodzi się do temperatury -25°C i w temperaturze od 12°C do
-15°C w separatorze uwalnia się ją od estrów alkilowych o wyższej temperaturze topnienia.
PL93298214A 1992-03-26 1993-03-24 wyzszych kwasów tluszczowych PL PL171878B1 (pl)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DE4209779A DE4209779C1 (pl) 1992-03-26 1992-03-26

Publications (2)

Publication Number Publication Date
PL298214A1 PL298214A1 (en) 1994-01-24
PL171878B1 true PL171878B1 (pl) 1997-06-30

Family

ID=6455033

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PL93298214A PL171878B1 (pl) 1992-03-26 1993-03-24 wyzszych kwasów tluszczowych PL

Country Status (11)

Country Link
US (1) US5354878A (pl)
EP (1) EP0562504B1 (pl)
CN (1) CN1041822C (pl)
AT (1) ATE129695T1 (pl)
BR (1) BR9301318A (pl)
CA (1) CA2092470C (pl)
DE (2) DE4209779C1 (pl)
DK (1) DK0562504T3 (pl)
ES (1) ES2081152T3 (pl)
MY (1) MY115277A (pl)
PL (1) PL171878B1 (pl)

Families Citing this family (106)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5710030A (en) * 1995-09-13 1998-01-20 Henkel Corporation Process for preparing fuels, fuel substitutes, and fuel supplements from renewable resources
FR2748490B1 (fr) * 1996-05-07 1998-06-19 Inst Francais Du Petrole Procede de fabrication d'esters ethyliques
DE19702989A1 (de) * 1997-01-28 1998-07-30 Clariant Gmbh Umweltfreundlicher Dieseltreibstoff
DE19742097C1 (de) * 1997-09-24 1998-12-10 Henkel Kgaa Verfahren zur Gewinnung von hellfarbigen Fettsäureniedrigalkylestern mit vermindertem Gehalt an freiem und gebundenem Glycerin
DE19925871A1 (de) 1999-06-07 2000-12-21 At Agrar Technik Gmbh Verfahren zur Herstellung von Fettsäureestern einwertiger Alkylalkohole und deren Verwendung
DE10132842C1 (de) * 2001-07-06 2002-11-28 Siegfried Peter Verfahren zur Umesterung von Fett und/oder Öl mittels Alkoholyse
DE20113126U1 (de) * 2001-08-14 2001-11-22 Berger, Bruno, Braunau Umesterungsvorrichtung mit Schrägrohrreaktor
WO2003022961A1 (en) * 2001-09-09 2003-03-20 Bio-Clean Fuels, Inc. Method and apparatus for making biodiesel fuel
HU0104786D0 (en) 2001-11-08 2002-01-28 Kovacs Andras Dr Method for producing of vegetable oil-methyl-esther
AU2002347198B2 (en) * 2001-12-13 2008-04-17 Jott Australia Pty Ltd Process for production of fatty acid esters
AUPR946201A0 (en) * 2001-12-13 2002-01-24 Jott Australia Pty. Ltd. Process for production of fatty acid esters
ES2201894B2 (es) * 2002-01-18 2005-03-01 Industrial Management, S.A Procedimiento para producir combustibles biodiesel con propiedades mejoradas a baja temperatura.
KR100556337B1 (ko) * 2002-02-05 2006-03-03 주식회사 가야에너지 단일단계 연속공정을 통한 고순도 지방산 알킬에스테르의제조방법
DK1563041T3 (da) * 2002-11-13 2008-10-20 Lanxess Deutschland Gmbh Anvendelse af 2,6-di-tert-butyl-p-cresol til forögelse af lagerstabiliteten af biodiesel
TWI324592B (en) * 2002-11-28 2010-05-11 Sulzer Chemtech Ag A method for the esterification of a fatty acid
US7871448B2 (en) * 2003-01-27 2011-01-18 Seneca Landlord, Llc Production of biodiesel and glycerin from high free fatty acid feedstocks
US9725397B2 (en) 2003-01-27 2017-08-08 REG Seneca, LLC Production of biodiesel and glycerin from high free fatty acid feedstocks
US8088183B2 (en) 2003-01-27 2012-01-03 Seneca Landlord, Llc Production of biodiesel and glycerin from high free fatty acid feedstocks
US7806945B2 (en) * 2003-01-27 2010-10-05 Seneca Landlord, Llc Production of biodiesel and glycerin from high free fatty acid feedstocks
KR100566106B1 (ko) 2003-03-28 2006-03-30 한국에너지기술연구원 바이오디젤유의 제조방법
US6822105B1 (en) 2003-08-12 2004-11-23 Stepan Company Method of making alkyl esters using glycerin
US20050108927A1 (en) * 2003-11-24 2005-05-26 Council Of Scientific And Industrial Research Of Rafi Marg Process for the preparation of bio-diesel
JP4567961B2 (ja) * 2003-11-27 2010-10-27 株式会社レボインターナショナル 油脂からのデイーゼル燃料油製造プロセス
MD2958C2 (ro) * 2004-04-22 2006-11-30 Валериу ДОМИНАС Instalaţie pentru obţinerea combustibilului biodiesel din uleiuri vegetale
US7619104B2 (en) * 2005-04-04 2009-11-17 Renewable Products Development Laboratories, Inc. Process for producing biodiesel or fatty acid esters from multiple triglyceride feedstocks
BRPI0503631B1 (pt) * 2005-08-19 2015-07-21 Petróleo Brasileiro S.A. - Petrobras Processo para a produção de biodiesel
AU2006282946A1 (en) * 2005-08-25 2007-03-01 Solix Biofuels, Inc. Method, apparatus and system for biodiesel production from algae
US20070055073A1 (en) * 2005-09-08 2007-03-08 Mcgurk Thomas B Methods and apparatus for producing lower alkyl esters
FR2890961B1 (fr) * 2005-09-21 2007-11-23 Inst Francais Du Petrole Procede perfectionne de fabrication d'esters ethyliques a partir de corps gras d'origine naturelle
FR2890962B1 (fr) * 2005-09-21 2007-11-23 Inst Francais Du Petrole Procede ameliore de fabrication d'esters ethyliques a partir de corps gras d'origine naturelle
US20070175092A1 (en) * 2005-11-28 2007-08-02 Ames Randall S Continuous flow biodiesel processor
JP5047499B2 (ja) * 2005-12-28 2012-10-10 花王株式会社 脂肪酸アルキルエステルの製造方法
US7622600B1 (en) * 2006-01-06 2009-11-24 Redland Industries, Inc. System and method for the continuous production of bio-diesel
US7828978B2 (en) * 2006-01-11 2010-11-09 Doug Geier Simultaneous synthesis and purification of a fatty acid monoester biodiesel fuel
US7790937B2 (en) 2006-03-03 2010-09-07 Basf Se Process for the preparation of 1,2-propanediol
GB2436836A (en) * 2006-03-31 2007-10-10 Greenergy Biofuels Ltd Removal of free fatty acids from used cooking oil prior to biodiesel production
US7420072B2 (en) * 2006-05-05 2008-09-02 Orbitek, Inc. Apparatus and method for producing biodiesel fuel
AU2007315860B2 (en) * 2006-07-18 2011-12-01 Hyperthermics As Energy production with hyperthermophilic organisms
US8278087B2 (en) 2006-07-18 2012-10-02 The University of Regensburg Energy production with hyperthermophilic organisms
US8262776B2 (en) * 2006-10-13 2012-09-11 General Atomics Photosynthetic carbon dioxide sequestration and pollution abatement
US20080163542A1 (en) * 2007-01-08 2008-07-10 Innospec, Inc. Synergistic fuel composition for enhancing fuel cold flow properties
US7544830B2 (en) 2007-01-10 2009-06-09 The University Of Connecticut Methods and systems for alkyl ester production
SG146458A1 (en) * 2007-03-09 2008-10-30 Lipico Bioenergy Pte Ltd A continuous process and an apparatus for the preparation of biodiesel
US8148120B2 (en) * 2007-03-28 2012-04-03 Clemson University Research Foundation Concentration and separation of lipids from renewable resources
US20080282606A1 (en) * 2007-04-16 2008-11-20 Plaza John P System and process for producing biodiesel
CN104212844A (zh) * 2007-06-01 2014-12-17 索拉兹米公司 在微生物中生产油
AR067384A1 (es) * 2007-06-29 2009-10-07 Archer Daniels Midland Co Proceso para desalar soluciones de glicerol y recuperacion de sustancias quimicas
US20090071064A1 (en) * 2007-07-27 2009-03-19 Machacek Mark T Continuous algal biodiesel production facility
BRPI0815783A2 (pt) * 2007-08-31 2015-02-24 Basf Se Processo para a preparação de 1,2-propanodiol.
US8273924B2 (en) * 2007-08-31 2012-09-25 Basf Se Method for producing 1,2-propandiol by low-pressure hydrogenation of glycerine
US8252962B2 (en) * 2007-08-31 2012-08-28 Basf Se Method for producing 1,2-propandiol by hydrogenating glycerine in a two-step reactor cascade
US20090094887A1 (en) * 2007-10-16 2009-04-16 General Electric Company Methods and compositions for improving stability of biodiesel and blended biodiesel fuel
US8070836B2 (en) 2007-10-16 2011-12-06 Wayne State University Combined homogeneous and heterogeneous catalytic transesterification process for biodiesel production
US20090119979A1 (en) * 2007-11-08 2009-05-14 Imperial Petroleum, Inc. Catalysts for production of biodiesel fuel and glycerol
MX2010006976A (es) * 2007-12-21 2010-12-06 Old Dominion Univ Res Found Conversion directa de biomasa a combustible biodiesel.
US8030505B2 (en) * 2007-12-21 2011-10-04 B&P Process Equipment And Systems, Llc Biodiesel production method
NZ586825A (en) * 2008-01-23 2012-04-27 Stuart Bussell Aquatic algae cultivation system as floating structure open to sunlight, wind and waves
TR200800520A2 (tr) 2008-01-25 2009-08-21 Tübi̇tak-Türki̇ye Bi̇li̇msel Ve Teknoloji̇k Araştirma Kurumu Yağ asidi metil esterlerinin üretiminde kullanılabilecek homojen alkali polimerik jel katalizörün (hapjek) üretim prosesleri
GB2457023A (en) * 2008-01-29 2009-08-05 Quicksilver Ltd Transesterification of vegetable oils
US20110093983A1 (en) * 2008-03-26 2011-04-21 National Research Council Of Canada Algal glycerol-3 phosphate acyltransferase
DE102008015756B4 (de) 2008-03-26 2013-08-29 Süd-Chemie Ip Gmbh & Co. Kg Synthese von Solketal in Gegenwart von Feststoffkatalysatoren
AU2009234176B2 (en) 2008-04-09 2014-08-07 Corbion Biotech, Inc. Direct chemical modification of microbial biomass and microbial oils
TR200802665A2 (tr) 2008-04-17 2009-11-23 Tübi̇tak- Türki̇ye Bi̇li̇msel Ve Teknoloji̇k Araştirma Kurumu Homojen alkali polimerik jel katalizör (hapjek) kullanılarak yağ asidi alkil esterlerinin kesikli üretim prosesleri.
DE102008021665A1 (de) 2008-04-30 2009-11-05 Süd-Chemie AG Verfahren zur Umesterung von Triglyceriden
US8975426B2 (en) 2008-05-19 2015-03-10 Wayne State University ZnO nanoparticle catalysts for use in transesterification and esterification reactions and method of making
US8895764B2 (en) 2008-05-19 2014-11-25 Wayne State University ZnO nanoparticle catalysts for use in biodiesel production and method of making
CA2724970A1 (en) 2008-05-19 2009-11-26 Wayne State University Methods and catalysts for making biodiesel from the transesterification and esterification of unrefined oils
US20100112649A1 (en) * 2008-06-04 2010-05-06 Willson Bryan Dennis Compositions, methods and uses for growth of microorganisms and production of their products
US20100005706A1 (en) 2008-07-11 2010-01-14 Innospec Fuel Specialties, LLC Fuel composition with enhanced low temperature properties
EP2342346B1 (en) 2008-09-24 2013-08-14 Hyperthermics Holding AS Thermotoga for treatment of biomass
US20100303989A1 (en) 2008-10-14 2010-12-02 Solazyme, Inc. Microalgal Flour
US20100303957A1 (en) * 2008-10-14 2010-12-02 Solazyme, Inc. Edible Oil and Processes for Its Production from Microalgae
PL2350208T5 (pl) 2008-10-16 2023-11-27 Orion Engineered Carbons Gmbh Sadza, sposób jej wytwarzania i jej zastosowanie
FR2938257B1 (fr) 2008-11-10 2012-08-03 Arkema France Procede de transesterification d'huiles hydroxylees
EP2189535A1 (en) 2008-11-21 2010-05-26 Centre National de la Recherche Scientifique Use of ionic liquids for implementing a process for the preparation of biodiesel
CN102712858B (zh) * 2008-11-28 2015-08-12 索拉兹米公司 在重组异养型微生物中制备特制油
DE102008064135A1 (de) 2008-12-19 2010-07-01 Süd-Chemie AG Verfahren zur basenkatalysierten Herstellung einer chemischen Verbindung
US8389625B2 (en) * 2008-12-23 2013-03-05 Exxonmobil Research And Engineering Company Production of synthetic hydrocarbon fluids, plasticizers and synthetic lubricant base stocks from renewable feedstocks
DE102009006777A1 (de) 2009-01-30 2010-08-05 Wolfgang F. Prof. Dr. Hölderich Verfahren zur Herstellung von Fettsäureestern und Glycerin durch Umesterung von pflanzlichen und tierischen Fetten und Ölen
GB2467353B (en) 2009-01-30 2011-07-20 Steven Skill Apparatus for treatment of fluid streams and method of conducting the same
US9206370B2 (en) 2009-03-13 2015-12-08 Exxonmobil Research And Engineering Company Lubricant base stocks from renewable sources with improved low temperature properties
US9206372B2 (en) 2009-03-13 2015-12-08 Exxonmobil Research And Engineering Company Lubricant compositions from renewable base stocks with improved properties
US8450090B2 (en) 2009-10-06 2013-05-28 The Regents Of The University Of Colorado, A Body Corporate Compositions and methods for promoting fatty acid production in plants
BR112012017956B1 (pt) 2010-01-22 2020-04-07 Archer Daniels Midland Co composição de poli (haleto de vinila)
US8487147B2 (en) * 2010-03-01 2013-07-16 Syed Tajammul Hussain Nano-catalyst for fast track bio-diesel production from non-edible oils
CN106135460B (zh) 2010-05-28 2020-07-24 柯碧恩生物技术公司 包含特制油的食品组合物
US20110023353A1 (en) * 2010-10-07 2011-02-03 Joe Ciciulla Process of making biodiesel
CA2816125C (en) 2010-11-03 2018-12-11 Solazyme, Inc. Microbial oils with lowered pour points, dielectric fluids produced therefrom, and related methods
US8772562B2 (en) 2010-11-10 2014-07-08 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for making basestocks from renewable feedstocks
CA2825691C (en) 2011-02-02 2020-08-25 Solazyme, Inc. Tailored oils produced from recombinant oleaginous microorganisms
CA2768717C (en) * 2011-12-20 2021-03-02 The Biofuel Partnership Limited A biodiesel manufacturing system and apparatus
US9315756B2 (en) 2012-04-06 2016-04-19 Exxonmobil Research And Engineering Company Bio-feeds based hybrid group V base stocks and method of production thereof
AU2013249172C1 (en) 2012-04-18 2017-08-10 Corbion Biotech, Inc. Tailored oils
MA34793B1 (fr) 2012-06-28 2014-01-02 Mascir Morrocan Foundation For Advanced Science Innovation & Res Procédé pour augmenter le potentiel de production de biocarburant à partir de microalgues en utilisant des bio-modulateurs
WO2014041437A2 (en) 2012-08-13 2014-03-20 Hyperthermics Holding As Production of biokerosene with hyperthermophilic organisms
US9090862B2 (en) 2012-12-21 2015-07-28 Ductor Oy System and method for processing biological material
US10098371B2 (en) 2013-01-28 2018-10-16 Solazyme Roquette Nutritionals, LLC Microalgal flour
EP2993993A2 (en) 2013-04-26 2016-03-16 Solazyme, Inc. Low polyunsaturated fatty acid oils and uses thereof
US9957464B2 (en) 2013-06-11 2018-05-01 Renewable Energy Group, Inc. Methods and devices for producing biodiesel and products obtained therefrom
FR3009619B1 (fr) 2013-08-07 2017-12-29 Roquette Freres Compositions de biomasse de microalgues riches en proteines de qualite sensorielle optimisee
US9328054B1 (en) 2013-09-27 2016-05-03 Travis Danner Method of alcoholisis of fatty acids and fatty acid gyicerides
CA2925527A1 (en) 2013-10-04 2015-04-09 Solazyme, Inc. Tailored oils
WO2015149026A1 (en) 2014-03-28 2015-10-01 Solazyme, Inc. Lauric ester compositions
US9969990B2 (en) 2014-07-10 2018-05-15 Corbion Biotech, Inc. Ketoacyl ACP synthase genes and uses thereof
EP4071226A1 (en) 2021-04-08 2022-10-12 AT Agrar-Technik Int. GmbH Process for producing fatty acid alkyl esters
KR20250044700A (ko) 2022-07-21 2025-04-01 바스프 에스이 바이오디젤 생산을 위한 혼합 알콕시화물 촉매

Family Cites Families (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CA517818A (en) * 1955-10-25 H. Kuhrt Noel Process for substantially complete conversion of fatty material to partial ester
JPS5665097A (en) * 1979-05-30 1981-06-02 Lion Corp Manufacture of fatty acid lower alcohol ester
DE3444893A1 (de) * 1984-12-08 1986-06-12 Henkel KGaA, 4000 Düsseldorf Verfahren zur herstellung von fettsaeuremethylestern
DE3512497A1 (de) * 1985-04-06 1986-10-09 Hüls AG, 4370 Marl Verfahren zur herstellung von carbonsaeurealkylestern, insbesondere fettsaeurealkylestern, und deren verwendung als dieselkraftstoff
DE3727081A1 (de) * 1987-08-14 1989-02-23 Merck Patent Gmbh Beschichtungen
JPH03200743A (ja) * 1989-04-05 1991-09-02 Unilever Nv 脂肪酸低級アルキルモノエステルの製造方法
DE3932514A1 (de) * 1989-09-29 1991-04-18 Henkel Kgaa Kontinuierliches verfahren zum herstellen niederer alkylester

Also Published As

Publication number Publication date
MY115277A (en) 2003-05-31
PL298214A1 (en) 1994-01-24
DK0562504T3 (da) 1996-03-04
DE59300838D1 (de) 1995-12-07
EP0562504A3 (en) 1993-10-27
CN1076687A (zh) 1993-09-29
ES2081152T3 (es) 1996-02-16
EP0562504A2 (de) 1993-09-29
EP0562504B1 (de) 1995-11-02
CA2092470A1 (en) 1993-09-27
DE4209779C1 (pl) 1993-07-15
CA2092470C (en) 1999-01-26
US5354878A (en) 1994-10-11
BR9301318A (pt) 1993-09-28
ATE129695T1 (de) 1995-11-15
CN1041822C (zh) 1999-01-27

Similar Documents

Publication Publication Date Title
PL171878B1 (pl) wyzszych kwasów tluszczowych PL
AU726032B2 (en) Method for preparing fatty acid esters
US7806945B2 (en) Production of biodiesel and glycerin from high free fatty acid feedstocks
US7087771B2 (en) Method of making alkyl esters using glycerin
RU2263660C2 (ru) Способ переэтерификации жира и/или масла биологического происхождения путем алкоголиза
CN1238468C (zh) 利用高酸值动植物油脂生产生物柴油的方法
EP2215195B1 (en) An improved process for the preparation of biodiesel from vegetable oils containing high ffa
US20070277432A1 (en) Production of biodiesel and glycerin from high free fatty acid feedstocks
EP1889899A1 (en) Production of biodiesel and glycerin from high free fatty acid feedstocks
US7872149B2 (en) Biodiesel processes in the presence of free fatty acids and biodiesel producer compositions
RU2127251C1 (ru) Способ получения сложных эфиров жирных кислот
US20100242346A1 (en) Processes for the esterification of free fatty acids and the production of biodiesel
JP2005350632A (ja) バイオディーゼル燃料の製造方法
CN101282921B (zh) 羧酸烷基酯的生产方法
EP3019580B1 (en) Production of products from feedstocks containing free fatty acids
US20080110082A1 (en) Biodiesel production with enhanced alkanol recovery
HU207117B (en) Process and equipment for producing fatty acid ester mixture usable as fuel
WO2006081644A2 (en) Catalytic process for the esterification of fatty acids
CN101842471A (zh) 用于脂肪酸多相催化酯化的连续方法
WO2008115806A1 (en) Biodiesel process and catalyst therefor
WO2008091944A2 (en) Biodiesel production with reduced water emissions
JP2009161776A (ja) バイオディーゼル燃料の製造方法及び製造装置
JP3842273B2 (ja) 脂肪酸アルキルエステル組成物の製造方法
WO2009039151A1 (en) Method for making biodiesel of lowered cloud point
KR20250055563A (ko) 바이오디젤을 생산하는 방법 및 장치와 이로부터 수득되는 생성물