CZ2003949A3

CZ2003949A3 - Způsob výroby alkylických esterů z přírodního nebo živočišného oleje a z alifatického monoalkoholu

Info

Publication number: CZ2003949A3
Application number: CZ2003949A
Authority: CZ
Inventors: Laurent Bournay; Gérard Hillion; Pierre Boucot; Jean-Alain Chodorge; Charles Bronner; Alain Forestiere
Original assignee: Institut Francais Du Petrole
Priority date: 2002-04-11
Filing date: 2003-04-03
Publication date: 2003-12-17
Also published as: CZ304533B6; FR2838433B1; US6878837B2; EP1352893A1; PL217002B1; FR2838433A1; PL359637A1; BR0300931A; US20040034244A1; BR0300931B1

Description

Oblast techniky:

Předmět vynálezu se týká výroby alkylických esterů, které jsou derivovány z přírodního nebo živočišného oleje, zvláště pak metylických esterů derivovaných z řepkového oleje.

Dosavadní stav techniky:

Využití metylických esterů z přírodních olejů jako substituční pohonné látky gazolu, očekává zvláště v příštích dvou desetiletích velký rozvoj. Přítomnost v těchto monoglycerických produktech ve stopovém množství (maximálně v množství 0,8 % podle platné normy) umožňuje výhodně kompenzovat ztrátu vlivu mazadla, která je zvláště patrná při redukci obsahu síry v gazolu. Obsah síry bude reglementován na 50 ppm množství v roce 2005 a na 10 ppm množství v roce 2008. Na druhou stranu Evropská komise přijala plán a dva návrhy, které podněcují využití substitučních pohonných látek v sektoru přepravy, přičemž se začíná u reglementovaného a fiskálního opatření, které je určeno k podpoření bio pohonných látek. Tento plán definuje strategii, která počítá s tím, že v roce 2020 bude nahrazeno 20 % pohonných látek diesel a benzin nahrazen substitučními pohonnými látkami a to v sektoru silničního provozu. Jeden z pokynů hovoří o tom, že bio pohonné látky by měly tvořit minimálně 2 % z celku všech využívaných pohonných látek od roku 2005 a minimálně 5,75 % v roce 2010. Výroba metylických esterů derivovaných z přírodního oleje (většinou pojmenovány Biodiesel) a zvláště pak z řepkového oleje překračuje ve Francii 300 000 t / rok. Navíc existuje i další využití těchto výrobků, například jako ekologická rozpouštědla a základní sloučeniny pro výrobu mastných sulfonátů alkoholu, amidů, dimerů esteru, atd.

Předmět vynálezu se týká způsobu výroby alkylických esterů derivovaných z přírodního nebo živočišného oleje, zvláště pak výroby metylických esterů derivovaných z řepkového oleje, jehož výhodou je, že se dosahuje skoro 100 % výtěžku v rámci výroby vysoce čistého glycerinu, který je zbaven solí a který není problémový při normálním provozu.

Způsoby výroby alkylických esterů (například metylických) již byly rozvinuty. Při této výrobě se využívá klasických metod homogenní katalyzace s rozpustnými katalyzátory jako je soda nebo metylát sodíku v reakci neutrálního oleje s alkoholem jako například s metanolem. Jako příklad tohoto způsobu výroby je možné uvést způsob popsaný v patentové přihlášce DE-A-4 123 928 (= EP-A-0 523 767), který využívá kontinuálního bazického homogenního katalyzátoru.

Tento způsob výroby však má množství nevýhod. Po skončení reakce je nutné neutralizovat nadbytek katalyzátoru, zvláště pak ve fázi glycerinu ve formě alkolatů a mýdel, poté eliminovat vodu a monoalkohol (metanol) a to odpařením. Vypařený monoalkohol (metanol) musí být navíc destilován. Pro malý obsah esteru je nutné eliminovat stopy alkalických sloučenin a to omytím ve vodě a usušením.

Obecným způsobem v postupech využívajících techniku homogenního katalyzátoru a pro dosažení požadovaných specifikací pro glycerin a pro ester je nutné využít řetězec komplexního a laboratorního zpracování, což neumožňuje získat naprosto čistí glycerin bez alkalických solí, což silně snižuje znovuvyužití tohoto koproduktu při vysokých hodnotách.

I další způsoby výroby využívají heterogenní katalyzátory jako například způsob popsaný v patentové přihlášce EP-A-0 924 185. Jedná se o způsob s třemi využitími heterogenního katalyzátoru:

- první etapa (a) spočívá v reakci přírodního oleje s nadbytkem monoalkoholu v přítomnosti heterogenního katalyzátoru, kterou následuje eliminace nadbytečného monoalkoholu a oddělení glycerinu. Tato etapa produkuje surový ester, který obsahuje zbytečné monoglyceridy;

- druhá etapa (b) spočívá v podrobení takto získaného surového esteru reakci reesterifikace mono-glyceridů k di- a tri-glyceridům a to za přítomnosti heterogenního katalyzátoru; a • · · ·

- třetí etapa (c) spočívá v procesu odpaření při sníženém tlaku esteru s recykláží zbytku odpaření k původnímu oleji z etapy (a).

Hlavní nevýhodou tohoto procesu je cena, která je velice vysoká vzhledem k distilaci v prázdnu tohoto produktu. Navíc je drahá i uvedená recykláž. Nakonec je možné zmínit, že pokusy ukázaly, že i pod sníženým tlakem je teplota odpaření esteru značná, což může podpořit risk degradace zbytku. Tento zbytek tak nemůže být naprosto recyklován, musí být periodicky očišťován, což snižuje účinnost celého procesu.

Konečně patentová přihláška FR-B-2 752 242 (= patentové přihlášce US-A-5 908 946) popisuje způsob výroby alespoň jednoho alkylického esteru z mastné kyseliny a z glycerinu vysokého stupně čistoty, který je vyroben z přírodního oleje a z alifatického monoalkoholu za přítomnosti například katalyzátoru, který sestává z hlinitanu zínečnatého, bez přesného upřesnění řetězce unitárních etap. Tato patentová přihláška popisuje systém sestávající z následujících etap:

- diskontinuální nebo kontinuální transesterifikace oleje na pevném lůžku nebo ve vzduchotěsnu s alespoň 80 až 85 % nebo výhodně alespoň 90 až 95 % účinnosti přeměny;

- první odpaření přebytečného mono-alkoholu;

- usazování glycerinu a esteru, přičemž již zmíněný ester je recyklován v druhé etapě pro podrobení se transesterifikaci s částí monoalkoholu, který se nashromáždil při první části odpaření;

- druhé odpaření monoalkoholu a

- usazování v chladu a separaci glycerinu a alkylického esteru.

Na druhou stranu tato patentová přihláška uvádí, že přítomnost vody je nepatřičná, protože podporuje tvoření mastných kyselin, tedy reaktantů, které mohou reagovat, aby tak vytvořily mýdla. Nepopisuje způsob omezení obsahu vody, která představuje daleko větší problém, než je tomu u této popsané patentové přihlášky. Voda totiž tlumí účinky katalyzátoru a její obsah v reakčním prostředí větší než 1500 ppm není žádoucí, přičemž výhodně je pod 1000 ppm.

Podstata vynálezu:

Předmět vynálezu umožňuje vyřešit tento problém využitím různých prostředí při procesu, separacích vody / metanolu, což umožní kontrolovat maximální obsah vody v reakčních prostředích, ale také získat glycerin -vysoké úrovně čistoty. Tento poslední zmiňovaný bod představuje velice důležitý faktor, zvláště pak co se týče ekonomického hlediska, protože cena glycerinu záleží zvláště na úrovni jeho čistoty. Pro rafinovaný glycerin (čistota mezi 96 a 99,7 %) byly průměrné ceny v roce 1990 a 1998 - 1,44 dolarů / kg (1,64 eura / kg) v Evropě a 1,8 dolarů / kg (2,05 eura / kg) ve Spojených státech amerických.

Obecně sestává způsob podle předmětu vynálezu z využití reakce transesterifikace přírodního oleje (nejčastěji řepkového oleje) nebo oleje živočišného původu, jako například loje prostřednictvím alifatického monoalkoholu (obecně metanolu) s oddělením a recyklací přebytku alifatického monoalkoholu a zajištění glycerinu a alkylického esteru za přítomnosti heterogenního katalyzátoru, například z hlinitanu zinečnatého, kontroly v prostředí, kde je kontrolován obsah vody zároveň s úrovní obsahu vody vnesené reaktanty a na úrovni obsahu vody, která se akumuluje v procesu recyklace alifatického monoalkoholu.

Detailně lze popsat způsob podle předmětu vynálezu tak, že se skládá ze tří vyvážených reakcí, které probíhají paralelně a které budou v následujícím popisu nazývány pod společným jménem reakce:

• · · ·

Reakce 1:

Olej (triglycerid) reaguje s molekulou monoalkoholu (metanolu) a tak je získána molekula alkylického esteru a diglyceridu.

Reakce 2:

Diglycerid reaguje s molekulou monoalkoholu (metanolu) a tak je získána molekula alkylického (metylického) esteru a monoglyceridu.

Reakce 3:

Monoglycerid reaguje s molekulou monoalkoholu (metanolu) a tak je získána molekula alkylického (metylického) esteru a molekula glycerinu.

V případě, že nám jde o výrobu Biodieselu, je jedním z hlavních cílů výzkumu pečlivé provedení přeměny oleje k vytvoření alkylického (metylického) esteru (minimálně 96,5 %) a to takovým způsobem, aby byl dosažen maximální obsah monoglyceridů 0,8 % v maximálním množství. To je dokázáno četnými schématy procesu, zvláště pak velkým přebytkem monoalkoholu (metanolu) vzhledem k stechiometrii a alespoň dvou reakčním etapám, mezi kterými je eliminován vzniklý glycerin a to takovým způsobem, aby byla vyvážena výroba alkylického (metylického) esteru.

Předmět vynálezu spočívá tedy v postupu výroby alkylických esterů z mastných kyselin a z glycerinu vysoké čistoty, kdy se využívá celek transesterifikačních reakcí mezi přírodním nebo živočišným olejem a alifatickým monoalkoholem a využívá se heterogenního katalyzátoru, jako například z hlinitanu zinečnatého, který se vyznačuje kontrolovatelným obsahem vody v reakčním prostředí, přičemž její obsah je obecně nižší než 1500 ppm a výhodně nižší než 1000 ppm. Transesterifikační reakce jsou obecně provedeny ve dvou etapách, kdy v první etapě dojde k reakci oleje a monoalkoholu mezi 20 až 80 % množství oleje a výhodně mezi 45 až 55 % množství již zmíněného oleje a v druhé etapě dochází k reakci alkylického esteru, který se vytvořil během první reakce s monoalkoholem mezi 20 až 80 %, výhodně mezi 45 a 55 % množství alkylického esteru.

Reakce obecně probíhá za přítomnosti pevného katalyzátoru, například sestávajícího z hlinitanu zinečnatého (jak již bylo popsáno v patentové přihlášce FR-B-2 752 242). Výhoda heterogenního katalyzátoru mezi klasickými bazickými homogenními katalyzátory, jako je soda, spočívá v tom, že umožňuje odstranit početné etapy čistění vytvořených produktů, které katalyzátor obsahuje. Odstraníme tak usazeniny a zbytky. Například glycerin je takto zbaven solí a je očištěn na alespoň 95 % a výhodně na 98 %. V tomto heterogenním postupu nejsou žádné znečištěné zbytky.

Reakce probíhá obecně v jednom nebo více reaktorech s pevným lůžkem, který operuje vzestupným průtokem a kapalnou fází, přičemž každý z reaktorů je napájen směsí oleje (například řepkového oleje) a monoalkoholem (například metanolem) (první reaktor) nebo většinově alkylickým (metylickým) esterem a monoalkoholem (metanol) (druhý reaktor a eventuálně i reaktory následující). Množství oleje (například řepkového oleje) nebo alkylického (metylického) esteru je mezi 20 až 80 % a výhodně mezi 45 a 55 % množství vloženého do reaktoru. Operační optimální podmínky jsou stanoveny v rozpětí: od 30.10⁵do 80.10⁵ Pa a výhodně od 40.10⁵ do 70.10⁵ Pa co se týče tlaku, od 453 do 493 °K a výhodně od 463 do 483 °K co se týče teploty. Obsah vody v reakčním prostředí každého z reaktorů je kontrolován, aby zůstal nižší než 1500 ppm a výhodně nižší než 1000 ppm. Z výstupu z reaktorů je tak získán alkylický ester (například metylický) a koprodukt reakce, glycerin, stejně jako přebytečný alifatický monoalkohol (například metanol). Výhodou tohoto procesu je, že po odpaření monoalkoholu (metanolu) a separaci alkylického (metylického) esteru a usazeného glycerinu, jsou získány produkty velmi vysoké čistoty a jednoduchého zhodnocení.

Přehled obrázků na výkresech:

Předmět vynálezu bude lépe pochopen prostřednictvím přiloženého výkresu - Obrázku 1. V popsaném postupuje využívaným monoalkoholem metanol.

Podrobný popis vynálezu:

Podle výhodného způsobu provedení pochází olej na zpracování obecně z rozdrcených semen řepky nebo jiných přírodních olejů, jako například z palmového oleje, slunečnicového oleje, sojového oleje, kokosového oleje, bavlnového nebo ricinového oleje, ale je možné využít i oleje živočišného původu, jako je například olej z loje. Ponecháme surový olej (A) ve vakuové sušičce (1) a to takovým způsobem, aby byl získán obsah množství ve vodě nižší než 700 ppm. V popisu, který je níže uveden je tento surový olej, který prošel tímto zpracováním nazýván sušený olej.

Sušený olej je smíchán s recyklovaným metanolem (B). Tímto způsobem vzniklá směs obsahuje 20 až 80 %, výhodně mezi 45 a 55 % množství oleje, který je stlačen pod tlakem například 62.10⁵ Pa a jeho teplota je zvýšena například na 473° K (483° K při nižší životnosti katalyzátoru), posléze prochází od spoda nahoru do trubkového reaktoru (2), který obsahuje pevné lůžko katalyzátoru, který sestává z hlinitanu zinečnatého a to v extrudované formě. WH, tedy vzdálenost mezi hodinovým objemovým průtokem oleje na zpracování a objemem katalyzátoru je 1,2 h - 1 až 0,lh - 1 a výhodně 0,6 až 0,4h -1.

Přeměna získaného oleje v těchto podmínkách je alespoň 90 % množství, obecně alespoň 92 % objemu. Když směs (C) opouští reaktor (2), obsahuje metylický ester, glycerin, metanol a glyceridy pouze trochu nebo vůbec přeměněné (olej, di- a monoglyceridy). Tato směs je podrobena fázi rozpínání, následnému odpaření přebytečného metanolu v odpařovači (3), kde je tlak zhruba kolem 2,5.10 ⁵ Pa. Odpařený metanol je kondenzován v kondenzátoru (4) a je recyklován směrem k poklopovému zásobníku (5).Tato etapa odpaření probíhá tak, že obsah nadbytečného metanolu ve směsi je 5 až 25 % obsahu, výhodně mezi 10 a 20 % obsahu.

Přítomnost jistého obsahu metanolu ve směsi je důležitá, protože metanol reaguje jako korozpouštěč metylického esteru a glycerinu, které jsou přírodně nerozpustné. Kapalina (D) je tedy ochlazena až na 323° K a je převedena do usazovacího zásobníku (6), aby tak byla oddělena vyšší fáze (E), která je bohatá na metylický ester, který zásobuje druhou reakční sekci a nižší fáze (F), která je bohatá na glycerin, který musí být zvláště zpracován.

Znovu přidáme metanol, který pochází z poklopového zásobníku (5), do fáze metylického esteru vzešlého z usazovacího zásobníku (6) a to takovým způsobem, aby bylo znovu dosaženo směsi, jejíž obsah metylického esteru je mezi 20 a 80 %, výhodně mezi 45 a 55 %. Ponecháme vzniklou směs projít od spodu směrem nahoru druhým reaktorem (7), který je identický s tím prvním a který funguje v podmínkách velice podobných reaktoru (2). Ve většině případů jsou operační podmínky reaktorů (2) a (7) praktický stejné a využívaný katalyzátor v obou reaktorech může být naprosto stejné povahy. Získaná přeměna z reaktoru (7) umožňuje uspokojit specifikaci mono-glyceridů v metylickém esteru (H), jehož množství je maximálně 0,8 %.

Metanol obsažený ve směsi výtékající z reaktoru (7) se vypařuje ve dvou fázích v souboru odpařovaěů (8).

První etapa odpaření probíhá v zásadě ve stejných podmínkách, jako je tomu u odpařovače (3) a druhá etapa odpaření je realizována ve vákuu a to takovým způsobem, aby ponechala maximálně 500 ppm množství metanolu v kapalině (1) a výhodně 200 ppm, což umožňuje usušení metylického esteru v maximálně 200 ppm množství vody. Tímto způsobem následně proběhne, po ochlazení a usazení pevných čásic ze soupravy odpařovaěů (8) do zásobníku (10), glycerinová fáze (J), která je velice čistá, dále pak fáze metylického esteru (K), která bude podrobena dalšímu zpracování, jak bude popsáno níže. Metanolová pára vzešlá ze soupravy odpařovaěů (8) je kondenzována v kondenzátorů (9) a následně recyklována v poklopovém zásobníku (5).

Surový metylický ester (K), pocházející ze zásobníku (10) může být zpracováván tak, aby odpovídal specifikaci týkající se obsahu totálního množství glycerinu (potencionálního a uvolněného), který je maximálně 0, 25 %.

Toto zpracování surového metylického esteru může být provedeno různými způsoby:

• · · · · · · • · · * · · · · ·

Například je možné vložit metylický ester do emulgátoru (11), který eliminuje poslední stopy volného glycerinu, následně eventuálně také adsorpční masu, obecně pryskyřice vyměňující si ionty, které by fixovaly glycerin v adsorbční nádrži, která není znázorněna na obrázku 1. Glycerin (L), který je velice čistý, oddělený od metylického esteru je odveden do unitárního limitu. Konečný metylický ester (M) směřuje do unitárního limitu.

Zpracování metylického esteru může v ostatních případech proběhnout vzhledem k jednomu nebo více omytí esteru vodou.

Proud glycerinu (F) vzešlý z usazovacího zásobníku (6) tvoří část první reakční sekce a musí být zpracováván tak, aby dosáhl maximálního obsahu metanolu 5000 ppm množství a maximální obsahu MONG (oířanické ne-glycerinové materiály) 1 % množství, což koresponduje s obecně uznávanou komerční úrovní.

Odpařování metanolu obsaženého v proudu (F) probíhá obecně ve dvou etapách. První etapa je provedena na dně destilačního sloupce (12). Tento destilační sloupec (12) zajišťuje dvě funkce:

- odpaření metanolu od glycerinu na dně a to až do obsahu 5 % množství metanolu; a

- oddělení vody/metanolu na hlavové desce. Hlavový metanol obsahuje maximálně 800 ppm množství vody, výhodně 500 ppm.

Tento destilační sloupec je také napájen proudem (N) odpařujícího se metanolu, který přichází z odpařovače (3), umístěného po proudu prvního reaktoru (2). Metanol (O), který vychází z hlavy destilačního sloupce (12) obsahuje maximálně 800 ppm množství vody a výhodně 500 ppm. Proud metanolu (O) je zpracováván v kondenzátoru (13), posléze je přemístěn do poklopového zásobníku (5). Tato operace je nutná pro snížení koncetrace vody, která vstupuje do jednotky v oleji (A), jehož sušení je limitováno na 500 ppm množství, protože pro pokračování této etapy by bylo zapotřebí zvýšit úroveň vákua, což je velice nákladné a nebo by bylo zapotřebí zvýšit teplotu a riskovat tak dekomponaci části oleje. Další přívod vody je z chladného metanolu (T). Při využívání nej suššího komerčního metanolu, to znamená toho se stupněm A, je zajištěn obsah ve vodě nižší než 1000 ppm množství. Voda vstupující do systému těmito dvěma způsoby se hromadí ve smyčce metanolu. Jak již bylo zmíněno v úvodu, voda zpomaluje funkci katalyzátoru a z těchto důvodů při překročení obsahu vody vyšší než 1000 ppm v reakční směsi, přeměna oleje velice rychle klesá.

Extrahovaný glycerin (P) ze spodu destilačního sloupce (12), který obsahuje zhruba 5 % metanolu, je přemístěn do vakuového odpařovače (14). Metanolová páraje zpracovávána v kondenzátoru (15) a recyklována do destilačního sloupce (12). Proud glycerinu (Q), který je extrahován z vakuového odpařovače (14) obsahuje zhruba 3000 ppm metanolu, který je přesunut do usazovacího zásobníku (16). Fáze metylického esteru (R), který vzešel z hlavy usazovacího zásobníku (16) je přemístěn ke vstupu do souboru odpařovačů (8), který tvoří druhou sekční reakční část a očištěný glycerin (S) odchází v unitárním limitu.

Transesterifikační reakce zkonzumuje část metanolu a je tedy nutné vložit do systému čerstvý metanol (T).

Část tohoto čerstvého metanolu (T) je uložena do poklopového zásobníku (5) metanolu a druhá část může sloužit regeneraci výměny pryskyřičných iontů, které nejsou znázorněny na obrázku 1 a to na úrovni zpracování metylického esteru. Pro regeneraci nasycené pryskyřice glycerinem se obecně využívá proud čistého metanolu. Tento znečištěný metanol glycerinem a z části metylickým esterem je recyklován proti proudu zpracování glycerinu. Následně ponecháme regenerované pryskyřice proudu čistého metylického esteru, který pochází z uskladnění konečného výrobku. Znečištěný metylický ester metanolem zůstává adsorbován pryskyřicemi a je recyklován na úrovni odpaření druhé reakční sekce.

Příklad:

Využívaným olejem je řepkový olej a využívaným metanolem je komerční metanol stupně

A.

V prvním reaktoru je přeměna definována jako množství oleje, který reagoval, tedy oleje, který se úplně přeměnil na metylický ester (úplné množství oleje minus množství monoglyceridů, diglyceridů a triglyceridů), v poměru s totálním množstvím oleje, například: [50 - (1,8 + 1,0 + 0,6)] / 50 = 93,2 %.Obsah vody v prvním reaktoru je 1000 ppm.

V druhém reaktoru pokračujeme v přeměně množství oleje vstupujícího do prvního reaktoru a počítá se i s monoglyceridy a diglyceridy, které vznikly v prvním reaktoru. Přeměna je tedy: [50 - (0,3 + 0,1 +0)] / 50 = 99,2 %. Obsah vody v druhém reaktoru je 1200 ppm.

Pro obě dvě reakční etapy jsou operační podmínky naprosto stejné. Poměr množství metanolu a oleje je 50/50 v prvním reaktoru a poměr množství metanolu a metylického esteru je 48/49,6 v druhém reaktoru.

Teplota je 473° K. Tlak je 62.10⁵ Pa. WH olej/katalyzátor je 0,5 h'¹.

Tabulka 1, která je níže uvedena, znázorňuje materiální bilanci v blízkosti první a druhé reakční zóny.

Tabulka 1: materiální bilance v reakční zóně

Průtok Kg/h	Vstup do reaktoru 1	Výstup z reaktoru 1	Vstup do reaktoru 2	Výstup z reaktoru 2
Metanol	50,0	44,8	50,0	48,0
Glycerin	00,0	4,5	0,5	1,0
Metyíický ester	00,0	47,3	46,2	49,0
Monoglyceridy	00,0	1,8	1,8	0,8
Diglyceridy	00,0	1,0	1,0	0,2
Olej	50,0	0,6	0,5	0,0
Celkově	100,0	100,0	100,0	100,0

Pro ilustraci významu práce v prostředí s kontrolovatelným obsahem vody, je zde níže přiložena tabulka 2, která znázorňuje výstupy z druhé reakční etapy, přeměnu, tak jak byla definována výše a to ve funkci obsahu vody v ppm v reakčním prostředí. Je tak možné velice zřetelně konstatovat, že obsah vody v reakčním prostředí ovlivňuje přímo a velice podstatně přeměnu. S obsahem vody nižším než 1500 ppm a výhodně nižším než 1000 ppm v reakčním prostředí je přeměna velice účinná, tedy vyšší než 99,2 %.

Tabulka 2: ovlivnění obsahu vody v reakčním prostředí a přeměna metilyckého esteru (druhá etapa katalýzy)

Obsah vody v ppm	Přeměna esteru (v % množství)
400	99,4
100	99,25
2500	98,9
5000	98,6
8000	98,5

TV ícvl -

Claims

PATENTOVÉ NÁROKY

1. Způsob výroby alkylických esterů z mastných kyselin a z glycerinů vysoké čistoty, přičemž je zde využit reakční celek transesterifikace mezi přírodním nebo živočišným olejem a alifatickým monoalkoholem a využívá heterogenního katalyzátoru, vyznač ující se tím, že obsah vody v reakčním prostředí je kontrolovatelný a je možné ho udržet níže než zvolený limit.
2. Způsob výroby, podle patentového nároku 1,vyznačující se tím, že katalyzátor sestává z hlinitanu zinečnatého.
3. Způsob výroby, podle patentového nároku 1 nebo 2, v y z n a č u j í c í se tím, ž e obsah vody v reakčním prostředí je nižší než 1500 ppm.
4. Způsob výroby, podle patentového nároku 1 nebo 2, vyznačující se tím, ž e obsah vody v reakčním prostředí je nižší než 1000 ppm.
5. Způsob výroby, podle jednoho z patentových nároků laž 4, vyznačující se tím, že celek transesterifikačních reakcí je realizován nejméně ve dvou etapách, přičemž první z etap zajišťuje reakci přírodního nebo živočišného oleje a monoalkoholu v poměru 20 až 80 % množství oleje a následné etapy zajišťují reakci vzniklého alkylického esteru z výstupu první etapy s monoalkoholem v poměru 20 až 80 % množství alkylického esteru.
6. Způsob výroby, podle jednoho z patentových nároků laž 4, vyznačující se tím, že celek transesterifikačních reakcí má alespoň dvě etapy, přičemž první z nich zajišťuje reakci přírodního nebo živočišného monoalkoholu v poměru 45 až 55 % množství oleje a následné etapy zajišťují reakci alkylického esteru z výstupu první etapy s monoalkoholem v poměru 45 až 55 % množství alkylického esteru.
7. Způsob výroby, podle jednoho z patentových nároků 1 až 6, vyznačující se tím, že každá z reakčních etap probíhá pod tlakem 30.10⁵ Pa až 80.10⁵ Pa a při teplotě 453° až 493° K a při WH od 1,2 do 0,1 h’¹.
8. Způsob výroby, podle jednoho z patentových nároků lažó, vyznačující se tím, že každá z reakčních etap probíhá pod tlakem 40.10⁵ Pa až 70.10⁵ Pa a při teplotě 463° až 483° K a při WH od 0,6 do 0,4 h’¹.
9. Způsob výroby, podle jednoho z patentových nároků laž 8, vyznačující se tím, že získaný glycerin je například sůl a vyznačuje se čistotou alespoň 95 % a výhodně minimálně 98 %.
10. Způsob výroby, podle jednoho z patentových nároků laž 9, vyznačující se tím, že olej je přírodním olejem pocházejícím z rozdrcených semen řepkového, palmového, slunečnicového, sojového, kokosového, bavlnového nebo ricinového oleje, nebo z loje.
11. Způsob výroby, podle jednoho z patentových nároků lažlO, vyznačující se tím, že alkylický ester z poslední reakční etapy je předmětem separace adsorbačmho regeneračního množství, jako jsou například ionty pryskyřice a to z důvodu jeho čištění glycerinem, který obsahuje.
12. Způsob výroby, podle patentového nároku 11,vyznačující se tím, že oddělení probíhá na pryskyřicích vyměňujících ionty.
13. Způsob výroby, podle jednoho z patentových nároků lažlO, vyznačují cí se tím, že získaný alkylický ester z výstupu z první reakční etapy je předmětem více etap omytí vodou a to z důvodu očištění glycerinu, který obsahuje.

Seznam vztahových značek:

• ·· ·· ···· • · · · « · · • · · « · ·

1. vakuová sušička

2. trubkový reaktor

3. odpařovač

4. kondenzátor

5. poklopový zásobník

6. usazovací zásobník

7. reaktor

8. soubor odpařovačů

9. kondenzátor

10. zásobník

11. emulgátor

12. destilační sloupec

13. kondenzátor
14. vakuový odpařovač
15. kondenzátor
16. usazovací balon

A. olej

B.

C. směs

D. kapalina

E. vyšší fáze?

F. nižší fáze / proud glycerinu

G.

H. metylický ester

I. kapalina

J. glycerinová fáze

K. fáze metylického esteru

L. glycerin

M. konečný metylický ester

N. proud metanolu

O. metanol

P. extrahovaný glycerin

Q. proud glycerinu

R. fáze metylického esteru

S. očištěný glycerin

T. čerstvý metanol

1/1 • · • · « • ··

TV icc> - Úk 2

4* · ·· ···· ♦ · · · ·

4 · · · · • « · · ·

4 · · · · ·

C »· ·» ··

Obr.