EP0000916A1 - Verfahren zur Herstellung von Fettsäurenitrilen und Glycerin aus Glyceriden, insbesondere aus natürlichen Fetten und Oelen - Google Patents

Verfahren zur Herstellung von Fettsäurenitrilen und Glycerin aus Glyceriden, insbesondere aus natürlichen Fetten und Oelen Download PDF

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EP0000916A1
EP0000916A1 EP78100666A EP78100666A EP0000916A1 EP 0000916 A1 EP0000916 A1 EP 0000916A1 EP 78100666 A EP78100666 A EP 78100666A EP 78100666 A EP78100666 A EP 78100666A EP 0000916 A1 EP0000916 A1 EP 0000916A1
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EP
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fatty acid
reaction
glycerol
phase
nitrile
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EP78100666A
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Siegfried Dr. Billenstein
Bruno Kukla
Herbert Dr. Stühler
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Hoechst AG
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Hoechst AG
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C253/00—Preparation of carboxylic acid nitriles
    • C07C253/22—Preparation of carboxylic acid nitriles by reaction of ammonia with carboxylic acids with replacement of carboxyl groups by cyano groups
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C31/00—Saturated compounds having hydroxy or O-metal groups bound to acyclic carbon atoms
    • C07C31/18—Polyhydroxylic acyclic alcohols
    • C07C31/22—Trihydroxylic alcohols, e.g. glycerol
    • C07C31/225—Glycerol

Definitions

  • the invention relates to a process for reacting mono-, di- and triglycerides of the general formula wherein R 1 , R 2 and R 3 , which may be the same or different, mean aliphatic hydrocarbon radicals having 3 to 23 carbon atoms, which radicals can optionally be substituted by an OH group, or mixtures of such glycerides in the liquid phase with ammonia
  • R 1 , R 2 and R 3 mean aliphatic hydrocarbon radicals having 3 to 23 carbon atoms, which radicals can optionally be substituted by an OH group, or mixtures of such glycerides in the liquid phase with ammonia
  • Fatty acid nitriles which are important intermediates for the production of amines, are preferably produced by technical processes from the corresponding fatty acids and ammonia in the presence of suitable catalysts.
  • This synthesis which has been known for a long time, can be carried out both in the liquid phase in a temperature range from 250 to 350 ° C. and in the gas phase in a temperature range from 320 to 380 ° C.
  • Suitable catalysts for the reaction in the liquid phase are e.g. B. zinc oxide or manganese acetate, for the gas phase for example aluminum oxide or bleaching earth.
  • Suitable catalysts for this are, for example, metal oxides or calcium nitrate (cf. Japanese patent publications 70-35524 and 71-21846 and Japanese patent application 71-6614).
  • the fatty acid nitrile can then be obtained in a known manner from the fatty acid amides by dehydration in a second stage.
  • a method is known from Japanese Patent Publication 72-26921 in which natural fats can be converted into fatty acid amides by reaction with aliphatic amines, the resulting glycerol being removed from the equilibrium by the presence of boric acid as the glycerol boric acid ester.
  • the task was therefore to develop a one-step process by which it is possible to obtain glycerol in high yield in addition to the fatty acid nitrile from glycerides in economically justifiable reaction times.
  • the object is achieved in the sense of the invention by a process for the implementation of mono-, di- and triglycerides of the general formula wherein R 1 , R 2 and R3, which may be the same or different, are saturated or mono- or polyunsaturated hydrocarbon radicals having 3 to 23 carbon atoms, which radicals can optionally be substituted by an OH group, or mixtures of such glycerides in liquid Phase with ammonia to obtain fatty acid nitriles of the formula R 1 (R 2 , R 3 ) -CN and glycerol by passing gaseous ammonia, optionally with admixture of inert gas, at elevated temperatures and in the presence of catalysts, which is characterized in that the glyceride with an ammonia flow of at least 200 l / kg glyceride and hour, at temperatures of 220 to 300 ° C, in the presence of lead, zinc,
  • Cadmium, tin, titanium, zirconium , chromium, antimony, manganese, iron, nickel or cobalt salts of carboxylic acids or sulfonic acids as catalysts brought into intimate contact and the discharged product mixture phase separation into a fatty acid nitrile phase and a glycerol / Water phase is subjected.
  • the starting materials for the process according to the invention are mono-, di- and triglycerides of the general formula that is, in this formula, one or two fatty acid residues can be replaced by H.
  • the fatty acid residues R 1 CO-, R 2 CO- and R 3 CO- are derived from fatty acids with 3 to 23 carbon atoms.
  • the aliphatic hydrocarbon radicals R 1 ' R 2 and R 3 can be straight-chain or branched one or more times. They can represent saturated chains or can also have one or more multiple bonds, preferably double bonds. If appropriate, these radicals can be substituted with an OH group.
  • Preferred starting materials for the process according to the invention are, above all, natural fats, which are mixtures of predominantly triglycerides and small proportions of diglycerides and monoglycerides, these also mostly representing mixtures and various types of fatty acid residues in the abovementioned range, in particular those with 8 and more carbon atoms , contain.
  • Vegetable fats such as olive oil, coconut fat, palm kernel fat, babussu oil, palm oil, peanut oil, rapeseed oil, castor oil, sesame oil, cotton oil, sunflower oil, soybean oil, hemp oil, poppy oil, avocado oil, cottonseed oil, wheat germ oil, maize germ oil, pumpkin seed oil, coca nut oil, and grape seed oil may be mentioned as examples Vegetable tallow, also animal fats such as beef tallow, pork fat, bone fat, mutton tallow,
  • Uniform tri-, di- and monoglycerides can also be used, be it that they have been isolated from natural fats or obtained synthetically. Examples include: Tributyrin, Tricapronin, Tricaprylin, Tricaprinin, Trilaurin, Trimyristin, Tripalmitin, Tristearin, Triolein, Trielaidin, Trilinoliin, Trilinolenin, Monopalmitin, Monostearin, Monoolein, Monocaprinin, Monolaurinolomolomineolomine, for example, Monodireinolominolomone, for example, Monolourinol, such as, Monodoleininolom, such as, Monodoleininolomol, such as, Monodolininol, such as, Monodolininol, such as, Monodirol, for example, with, or myristopalmitostearin.
  • the rapid removal of the glycerol from the reaction zone means that a certain minimum amount of ammonia is passed through the reaction mixture. This is at least 200 l per kg glyceride and hour, preferably at least 400 l per kg glyceride and hour. There is no upper critical limit with regard to the ammonia flow to be passed, the quantitative upper limit is determined at best by economic considerations and is for this reason about 1000 l, preferably about 800 l ammonia per kg glyceride and hour. Up to 30%, preferably up to 15%, based on the amount of ammonia passed through, of inert gas, for example nitrogen, can advantageously be added to the amount of gas passed through.
  • inert gas for example nitrogen
  • the reaction temperature is kept in the range between 220 and 300 ° C., preferably 230 to 290 ° C., during the entire course of the reaction.
  • the temperature is preferably allowed to rise from the beginning to the end of the process. This can be done continuously or in stages, in particular in the form of a temperature program.
  • a preferred temperature program is that the reaction initially takes place in the temperature range from about 220 to 240 ° C. until about 30 to 70% of the theoretically expected amount of glycerol has been discharged from the reaction vessel, that the temperature is then raised in the course of about half gradually or continuously increased to 5 hours until a temperature range of about 270 to 300 ° C is reached, and the reaction then ends in this temperature range.
  • the end of the reaction can be recognized from the fact that no more liquid phase passes into the receiver.
  • the lead, zinc, cadmium, tin, titanium, zirconium, chromium, antimony, manganese, iron, nickel or cobalt salts of organic carbon or sulfonic acids can be used as catalysts.
  • the catalysts mentioned can also be used in the form of mixtures.
  • the organic carboxylic and sulfonic acids from which the anions of the salts mentioned are derived belong in particular to the following groups:
  • Open-chain carboxylic acids with a straight or branched chain which chain is saturated or can also contain one or more double bonds and has 4 to 23, preferably 8 to 23, carbon atoms,
  • Alkylarylcarboxylic acids preferably alkylbenzenecarboxylic acids and alkylnaphthalenecarboxylic acids, which carry one or more alkyl radicals each having 1 to 23, preferably 1 to 12, carbon atoms,
  • the lead, cadmium, iron, cobalt and in particular the zinc salts are particularly preferred with regard to the cation.
  • the above-mentioned groups of sulfonic acids are particularly preferred, but especially the alkylarylsulfonic acids of the latter group are derived therefrom.
  • Examples include: n-dodecylsulfonic acid, n-octadecylsulfonic acid, isobutylnaphthalenesulfonic acid, n-butylnaphthalenesulfonic acid, isopropylnaphthalenesulfonic acid, cetylbenzenesulfonic acid, octadecylbenzenesulfonic acid, tetrapropylenebenzenesulfonic acid and triisobutylbenzenesulfonic acid.
  • the salts used as catalysts in the process according to the invention can be obtained by reacting the free acids with the corresponding metal oxides by known processes.
  • the free sulfonic acids can be obtained from the known sulfonation processes or from the corresponding alkali sulfonates, for example via ion exchangers.
  • the catalysts mentioned can be added directly in the form of the salts mentioned. However, the corresponding metal oxide and the corresponding carbon or sulfonic acid can also be added individually to the reaction mixture, the catalyst forming in situ during the reaction.
  • the catalysts mentioned are used in the process according to the invention in amounts of 0.5 to 75% by weight, in the case of batchwise operation preferably in the range of 1 to 25% by weight and in particular in the range of 1 to 10% by weight, in the case of continuous operation in amounts of preferably 5 to 75% by weight, in particular 10 to 30% by weight, based in each case on the glyceride used, is added.
  • the respective glyceride or glyceride mixture is placed in a suitable reaction vessel, for example a stirred kettle, together with the catalyst described above.
  • a suitable reaction vessel for example a stirred kettle
  • the total amount of catalyst or a partial amount can be initially introduced, the remaining part then being added in portions or continuously during the reaction.
  • the reaction vessel is provided with a gas introduction device which allows the gas flow to be measured, furthermore with a temperature measuring device, a heating device and optionally with a stirrer.
  • the reaction vessel is connected to a condensation device which consists of one or preferably a plurality of condensation tanks heated to temperatures of about 60 ° to 120 ° C.
  • the ammonia stream is set after the initial temperature has been reached.
  • the product mixture emerging into the condensation device consists in the initial phase of higher proportions of crude glycerol.
  • the proportion of fatty acid nitrile increases more and more in the course of the reaction, so that essentially pure fatty acid nitrile is discharged in the last part, while the raw glycerol is discharged beforehand ends is.
  • the ammonia stream (to which inert gas can be added, as described above) also ensures that the water of reaction is discharged rapidly over the entire duration of the reaction.
  • the escaping gas stream is expediently returned to the reaction after the water carried off has been separated off and, if appropriate, with the addition of fresh ammonia.
  • the discharged product mixture collects in the condensation device, this mixture being pre-separated into a fatty acid nitrile phase and a crude glycerol / water phase.
  • the final phase separation is expediently carried out after the condensation device has been let down and transferred to a separator, for example a steam separator, at about 60 to 100 ° C. Residual glycerin is washed out of the fatty acid nitrile phase with water.
  • the crude glycerol isolated from the aqueous phase (for example by distillation) can be purified by known processes (cf. Ullmann Encyklopadie der Technischen Chemie, 1956, Volume 7, pages 523 to 524), for example by distillation.
  • the process according to the invention makes it possible to produce fatty acid nitriles and glycerol in excellent yields. These yields are at least 93% and reach 96% and more fatty acid nitrile and up to 95% crude glycerol (in each case based on the theoretical yield based on the glyceride used).
  • the fatty acid nitrile obtained contains at most up to 2% by weight of free fatty acids and up to 10% by weight, but usually less than 6% by weight of fatty acid amides as by-products.
  • fatty acids and fatty acid amides contained in the discharged product mixture are also expediently also converted into fatty acid nitriles by subjecting them to a post-reaction in the presence of ammonia and in the presence of the catalysts defined above, if appropriate before the phase separation.
  • This post-reaction can either be subjected to the free fatty acids and fatty acid amides separated from the discharged fatty acid nitrile, optionally together with crude nitrile which has not yet been discharged, or the entire fatty acid nitrile phase is post-treated. This can be done in particular according to the following embodiments of the after-reaction:
  • a fractionation column is interposed between the reactor and the condensation device.
  • This fractionation column which can be a mirror glass column or a well-insulated tube filled with Raschig rings, for example, separates the fatty acid amides and free fatty acids formed during the reaction and leads them back into the reaction vessel, while the remaining discharged product mixture gets into the receiver and is collected there under condensation as described above.
  • the method according to the invention can be designed to be fully continuous in a particularly simple manner.
  • the glyceride, as described above, together with the previously mentioned proportions of catalyst are initially introduced into the reaction vessel or, optionally, added to an inert, non-volatile solvent, such as paraffin oil.
  • the amount of ammonia added should also be at least 200 l / kg glyceride and hour and is normally at higher throughputs than those specified above for the batchwise procedure.
  • the process temperatures should advantageously be kept in the temperature range from 220 to 270 ° C., in particular in the temperature range from 230 to 250 ° C.
  • the glyceride is then continuously replenished during the reaction. Glyceride and catalyst can also be fed continuously in a mixture. About the fractionation system of the steady discharging is carried out by the fatty acid nitrile, glycerol and W as-ser, while fatty acid amide and free fatty acid are continuously fed back into the process.
  • the reaction is initially carried out until the crude glycerol is essentially completely discharged (which can be seen in the phase separation from the fact that the crude glycerol phase no longer increases), then the fatty acid nitrile phase obtained from the phase separation does not become that yet discharged portion of fatty acid nitrile returned to the reactor, the temperature in the reactor being set to a range from 200 ° to 320 ° C. and the ammonia flow to a quantity of 5 to 150 l / kg fatty acid nitrile and hour, preferably to 15 to 100 l / kg, is reduced.
  • the entire fatty acid nitrile can also be removed from the reaction, the phase separation subjected and then introduced into a second reactor (post-reactor), the above-mentioned catalysts being added in the amounts mentioned.
  • the aftertreatment then takes place under the same conditions as those mentioned above for the return of a partial amount to the first reaction vessel.
  • the fatty acid nitrile has to be worked up by distillation after finishing the aftertreatment.
  • This aftertreatment method can also be modified so that the entire fatty acid nitrile phase is carried out continuously, for example through a tubular reactor, under the conditions specified.
  • the fatty acid nitrile phase obtained can also be in the gaseous state together with ammonia in an amount of 200 to 800 l / kg fatty acid nitrile and hour, preferably 300 to 600 l / kg, and at a temperature of 280 to 400 ° C, preferably at 300 to 380 ° C, continuously passed over a fixed bed of dehydration catalysts.
  • Suitable dehydration catalysts are, for example, aluminum oxide in the form of bauxite or hydrargilite, thorium oxide, zirconium oxide, aluminum phosphate, silica gel, active bleaching earth and the like or mixtures thereof.
  • the process according to the invention not only to obtain fatty acid nitriles in excellent yields and good purity, but also to obtain glycerol in high yields.
  • the purity of the fatty acid nitrile obtained can be increased further, so that it is less than 2% by weight, in most cases less than 0.1% by weight of fatty acid amide and less than 1.5% by weight, in most cases less than 0.1% by weight contains free fatty acids and is also completely free of by-products.
  • Fatty acid nitriles are important chemical intermediates, which are further processed in particular to form primary amines and quaternary ammonium salts, which in turn can be used in particular as textile auxiliaries, flotation aids and as cationic surface-active substances in many technical processes.
  • Glycerin is an important chemical compound that is used, for example, for the production of explosives, as an additive to heat and power transmission fluids, as a moisture-preserving additive to skin creams, toothpastes, soaps, tobacco and the like, as textile auxiliaries, as solvents and in many other fields related to this Are known in the art, can be used.
  • the reaction was carried out in a heatable reactor with a capacity of 800 cm 3 , provided with a gas inlet device, stirrer, internal thermometer and a fractionation column in the form of a glass tube filled with Raschig rings (length 20 cm, diameter 1.5 cm) and one consisting of three series-connected templates Master system in which the volatile reaction products are condensed.
  • a gas inlet device stirrer
  • internal thermometer internal thermometer
  • a fractionation column in the form of a glass tube filled with Raschig rings (length 20 cm, diameter 1.5 cm) and one consisting of three series-connected templates Master system in which the volatile reaction products are condensed.
  • 495 g of tallow (saponification number 190, acid number 7.6) were introduced together with 5 g of zinc dodecylbenzenesulfonate as a catalyst.
  • the apparatus was flushed with nitrogen while heating. The nitrogen was then replaced by ammonia gas, 600 l of NH 3 / kg of tallow h being circulated
  • Tallow fat nitrile obtained in this way was obtained in 93.6% yield (413.7 g), based on theory, at 1.8% by weight amide content and 1.5% by weight tallow fatty acid and pure glycerol after working up with 80.2% (39 , 6 g) yield isolated. (Here and below, the yield values are always to be understood in relation to theory.)
  • Example 2 In the apparatus described in Example 1, 495 g of beef tallow (saponification number 190, acid number 1.6) were introduced together with 10 g of zinc dodecylbenzenesulfonate, and starting at 230 ° C., an amount of 600 l NH 3 / kg of tallow was passed through the fat headed. The following temperature profile in the reactor was observed: The total reaction time was 7.5 hours. The reaction products discharged into the templates were washed out with water and worked up. Tallow fat nitrile was obtained in a yield of 92.3% (408 g) with an amide content of 0.7% by weight and a fatty acid content of 0.5% by weight and crude glycerol with a yield of 87.7% (44.7 g) received. According to the OH number of 1694, the isolated raw glycerol contained 81.2% glycerol, based on the tallow used.
  • Example 2 In the apparatus described in Example 1, which was equipped here with a 70 cm mirror glass column with Raschig rings for fractionation, 488 g of tallow (saponification number 190, acid number 2.4) and 5 g of zinc toluenesulfonate were added. A weak stream of nitrogen was passed through the reactor during heating. The changeover to 600 l NH 3 / kg fat h was carried out at 190 ° C. The reaction was carried out at 230 ° C for 3 hours. The mixture was then heated from 230 ° C. to 270 ° C. within half an hour and the temperature was kept at 270 ° C. for a further 3.25 hours. After a total of 6.75 hours, all volatile reaction products were then discharged from the reactor via the column.
  • glycerol / tallow fat nitrile mixture collected in the initial system was then treated with water. After working up both phases, tallow fatty nitrile could be obtained with a yield of 93.2% (406 g, 1.7% amide content, 0.5% by weight fatty acid content) and pure glycerol with a yield of 80.1% (40.1 g) become.
  • Example 4 In the apparatus described in Example 4, 436 g of sunflower oil (saponification number 189, acid number 0.8) and 9 g of zinc dodecylbenzenesulfonate as a catalyst were reacted with ammonia gas (690 l / kg of fat) under the conditions given in Example 4 (6.75 hour reaction time) h) implemented. After working up, 94.6% fatty nitrile (amide content 0.5% by weight, Fatty acid content 0.35% by weight) and 91.2% crude glycerol (40.9 g) or, according to the OH number of 1717, 85.6% pure glycerol, based on the oil used.
  • fatty acid nitrile and glycerol directly from glyceridine is also possible using a continuous procedure.
  • a heatable, cylindrical 750 ml glass vessel 192 g of food tallow were placed together with 7.5 g of zinc dodecylbenzenesulfonate.
  • the reactor was equipped with a stirrer, internal thermometer, heated dropping funnel and a 70 cm mirror glass column filled with Raschig rings. 600 1 ammonia / kg fat. h were passed into the reactor from below using a frit at 230 ° C.
  • Example 445 g of beef tallow (saponification number 186, acid number 0.8) were introduced together with 9 g of iron dodecylbenzenesulfonate as a catalyst. Starting at 230 ° C, 600 1 NH 3 / kg fat h were passed through the sebum. The reaction temperature was raised to 290 ° C. in the course of 7.25 hours.
  • Example 1 In the apparatus described in Example 1, which, however, was equipped with a direct transition piece from the reactor to the feed system instead of a fractionation unit, 486 g of feed tallow (saponification number 187, acid number 0.8) were obtained together with 1% by weight of zinc dodecylbenzenesulfonate on tallow.
  • 600 l of NH 3 / kg of fat - h were passed through the reaction mixture.
  • the temperature was kept at 230 ° C. for 3 hours and at 270 ° C. for 1.25 hours after heating (0.5 hours).
  • the reaction was complete after a total of 4.75 hours.
  • the reaction products discharged into the templates at 230 ° C. and 270 ° C. were each collected and worked up separately.
  • the fatty acid nitrile isolated at 230 ° C. had an amide content of 20% by weight. An amide content of about 9% by weight was observed at 270.degree. The amide content in the entire fatty acid nitrile was
  • Example 1 In the apparatus described in Example 1, which, however, was equipped with a direct transition piece from the reactor to the feed system instead of a fractionation unit, 500 g of tallow (saponification number 189, acid number 0.9) together with 2% by weight of zinc dodecylbenzenesulfonate, based on Tallow. During the reaction, 600 l of NH 3 / kg of fat h were passed through the reaction mixture. The temperature was kept at 230 ° C. for 3 hours and then increased by 10 ° C. and after every half hour by a further 10 ° C. The reaction was complete at 280 ° C. The reaction time was 5.25 hours.
  • the entire condensate was separated into fatty acid nitrile and glycerol / water using water at 80 ° C.
  • the isolated fatty acid nitrile had an amide content of 5.3% by weight and a fatty acid content of 0.5% by weight.
  • the nitrile yield was 95.2%.
  • pure glycerol could be obtained with a yield of 91.4%.
  • Example 1 500 g of technical tallow (saponification number 191.4, acid number 1.5) were introduced together with 2% by weight of zinc dodecylbenzenesulfonate, based on tallow. During the reaction, 600 l of ammonia per kg of fat and hour were passed through the reaction mixture, the temperature being kept at 230 ° C. for 3 hours and then being raised continuously to 280 ° C. in the course of 2.25 hours. The total response time was 5.25 hours. During the implementation, care was taken to ensure that the temperature gradient between the sump and the transition was as small as possible. The condensate obtained was separated into crude fatty acid nitrile and glycerol by means of water washing.
  • the isolated 432.8 g of crude fatty acid nitrile (amide content 6.1% by weight) were placed in a reactor equipped with a gas inlet tube, stirrer, internal thermometer and condensation system, and 2% by weight of zinc dodecylbenzenesulfonate were added.
  • the reaction mixture gave 60 l of ammonia per kg of reaction material. h passed through at 290 ° C. Water of reaction formed was discharged. The reaction time was 1 hour.
  • 415 g of tallow fatty nitrile (93.1% yield) with an amide content of less than 0.05% by weight and an acid number of 0.1 were present. Pure glycerol (according to OH number) was obtained 47.3 g (91.2% yield).

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Abstract

Es wird ein Verfahren zur direkten Herstellung von Fettsäurenitrilen und Glycerin aus Glyceriden, insbesondere aus natürlichen Fetten und Ölen, beschrieben, bei dem die Glyceride in flüssiger Phase mit einem Ammoniakstrom von mindestens 200 l/kg Glycerid und Stunde bei Temperaturen von 220 bis 300° C in Gegenwart von Blei-, Zink-, Cadmium-, Zinn-, Titan-, Zirkon-, Chrom-, Antimon-, Mangan-, Eisen-, Nickel- oder Kobaltsalzen von Carbonsäuren oder Sulfonsäuren als Katalysatoren behandelt werden und das austretende Produktgemisch einer Phasentrennung unterworfen wird, wobei sich eine Fettsäurenitrilphase und eine Glycerin/Wasser-Phase ausbildet. Die Fettsäurenitrilphase wird zweckmäßigerweise einer Nachbehandlung in Gegenwart von Ammoniak und den genannten Katalysatoren unterzogen, um intermediär gebildete Fettsäure und Fettsäureamid vollständig in Nitril umzuwandeln. Das Rohglycerin kann nach bekannten Methoden gereinigt werden. Fettsäurenitrile sind bekannte Zwischenprodukte zur Herstellung von primären Aminen und von quaternären Ammoniumverbindungen, die ihrerseits insbesondere als Textil- und Flotationshilfsmittel eingesetzt werden. Glycerin wird vor allem in der Kosmetik-, Nahrungsmittelindustrie, Sprengstoffherstellung, als Lösungsmittel und für viele andere Zwecke verwendet.

Description

  • Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Umsetzung von Mono-, Di- und Triglyceriden der allgemeinen Formel
    Figure imgb0001
    worin R1, R2 und R3, die gleich oder verschieden sein können, aliphatische Kohlenwasserstoffreste mit 3 bis 23 Kohlenstoffatomen bedeuten, wobei diese Reste gegebenenfalls mit einer OH-Gruppe substituiert sein können, oder von Gemischen solcher Glyceride in flüssiger Phase mit Ammoniak unter Gewinnung von Fettsäurenitrilen der Formel R1 (R2, R3)-CN und von Glycerin mittels Hindurchleiten von gasförmigem Ammoniak, gegebenenfalls unter Zumischung von Inertgas, bei erhöhten Temperaturen und in Gegenwart von Katalysatoren.
  • Fettsäurenitrile, die wichtige Zwischenprodukte zur Herstellung von Aminen darstellen, werden nach technischen Verfahren bevorzugt aus den entsprechenden Fettsäuren und Ammoniak in Gegenwart geeigneter Katalysatoren hergestellt. Diese seit langem bekannte Synthese kann sowohl in der flüssigen Phase in einem Temperaturbereich von 250 bis 350 °C als auch in der Gasphase in einem Temperaturbereich von 320 bis 380 °C durchgeführt werden. Geeignete Katalysatoren für die Reaktion in der flüssigen Phase sind z. B. Zinkoxid oder Manganacetat, für die Gasphase beispielsweise Aluminiumoxid oder Bleicherde. Zusammenfassende Angaben über solche Verfahren finden sich in "Methoden der Organischen Chemie" (Houben-Weyl), Band 8, Seite 330 ff., Georg Thieme Verlag, Stuttgart, 1952, sowie in "Fatty Acids and their Industrial Applications", Marcel Dekker, New York, 1968, Seite 909 ff. Ein Verfahren zur Herstellung von Fettsäurenitrilen durch Umsetzung von Fettsäuren mit Ammoniak in flüssiger Phase in Gegenwart von Zink- oder Calciumsalzen von Fettsäuren beschreibt die US-PS 2 589 232. Ein weiteres Verfahren, bei dem Titansäureester kurzkettiger aliphatischer Alkohole als Katalysatoren eingesetzt und neben Fettsäuren auch die Fettsäureester kurzkettiger Alkohole als Ausgangsprodukte verwendet werden können, ist beschrieben in der US-PS 2 993 926. Sollen für die genannten Verfahren natürliche Fette oder Öle eingesetzt werden, so bedingt dies zunächst die Gewinnung der freien Fettsäure oder der kurzkettigen Fettsäureester in einer gesonderten Stufe.
  • Es ist ferner bekannt, natürliche Fette oder auch Fettsäureester einwertiger Alkohole durch Umsetzung mit Ammoniak zu den entsprechenden Fettsäureamiden umzusetzen. Geeignete Katalysatoren hierfür sind beispielsweise Metalloxide oder Calciumnitrat (vgl. japanische Patentbekanntmachungen 70-35524 und 71-21846 sowie japanische Patentanmeldung 71-6614). Aus den Fettsäureamiden kann dann in bekannter Weise durch Dehydratisierung in einer zweiten Stufe das Fettsäurenitril gewonnen werden.
  • Aus der japanischen Patentbekanntmachung 72-26921 ist ein Verfahren bekannt, in dem natürliche Fette durch Umsetzung mit aliphatischen Aminen in Fettsäureamide überführt werden können, wobei das entstehende Glycerin durch die Gegenwart von Borsäure als Glycerinborsäureester aus dem Gleichgewicht entfernt wird.
  • Unter wirtschaftlichen Gesichtspunkten wäre ein Verfahren erstrebenswert, bei dem natürliche Fette oder öle, das heißt native Triglyceride, die geringe Mengen von Mono- und Diglyceriden enthalten können, ohne Isolierung der Fettsäureamidstufe bzw. ohne den Umweg über die freie Fettsäure oder den kurzkettigen Fettsäureester direkt in die entsprechenden Fettsäurenitrile überführt werden können.
  • Derartige Versuche sind bereits gemacht worden. In den britischen Patentschriften 416 631 und 451 594 wird ein Verfahren zur Umsetzung von Hydroxyfettsäuren bzw. Fettsäuren, erhalten aus natürlichen Fetten, mit Ammoniak zu Fettsäurenitrilen in der Gasphase bei Temperaturen von 300 bis 450 °C in Gegenwart von oxidischen Dehydratisierungs-Katalysatoren, insbesondere in Gegenwart von Aluminiumoxid, beschrieben. Dort finden sich auch Hinweise, daß Glyceride direkt einsetzbar sind, obwohl diese unter den angegebenen Bedingungen nicht verdampfbar sind. Im Beispiel 3 der GB-PS 416 631 und in den Beispielen 7 und 14 der GB-PS 451 594 werden solche Umsetzungen von Castoröl, Palmkernfett und Cocosöl mit Ammoniak bei Temperaturen von 350 bis 400 °C in Gegenwart von Bauxit gezeigt. Es fehlt hier jedoch jeglicher Hinweis auf den Verbleib des Glycerins. Nacharbeitungen haben ergeben, daß das Glycerin unter den Bedingungen dieses Verfahrens durch thermische Spaltung völlig zersetzt wird.
  • Dies führt nicht nur zum Verlust eines wertvollen Rohstoffs, sondern bewirkt auch eine entscheidende Verschlechterung der Qualität der als Produkte erhaltenen Fettsäurenitrile, die sich insbesondere in Farbe und Geruch manifestiert. Da Fettsäurenitrile Zwischenprodukte darstellen und für die Weiterverarbeitung hohe Reinheitsgrade gefordert werden, macht dies aufwendige Reinigungsoperationen zur Beseitigung der Zersetzungsprodukte erforderlich, wodurch das genannte Verfahren völlig unwirtschaftlich wird.
  • Somit bestand die Aufgabe, ein einstufiges Verfahren zu entwickeln, nach dem es möglich ist, aus Glyceriden in wirtschaftlich vertretbaren Reaktionszeiten neben dem Fettsäurenitril auch das Glycerin in hoher Ausbeute zu gewinnen.
  • Die Aufgabe wird im Sinne der Erfindung gelöst durch ein Verfahren zur Umsetzung von Mono-, Di- und Triglyceriden der allgemeinen Formel
    Figure imgb0002
    worin R1, R2 und R3, die gleich oder verschieden sein können, gesättigte oder ein- oder mehrfach ungesättigte Kohlenwasserstoffreste mit 3 bis 23 Kohlenstoffatomen bedeuten, wobei diese Reste gegebenenfalls mit einer OH-Gruppe substituiert sein können, oder Gemischen solcher Glyceride in flüssiger Phase mit Ammoniak unter Gewinnung von Fettsäurenitrilen der Formel Rl(R2, R3)-CN und von Glycerin mittels Hindurchleiten von gasförmigem Ammoniak, gegebenenfalls unter Zumischung von Inertgas, bei erhöhten Temperaturen und in Gegenwart von Katalysatoren, das dadurch gekennzeichnet ist, daß das Glycerid mit einem Ammoniakstrom von mindestens 200 l/kg Glycerid und Stunde, bei Temperaturen von 220 bis 300 °C, in Gegenwart von Blei-, Zink-,
  • Cadmium-, Zinn-, Titan-, Zirkon=, Chrom-, Antimon-, Mangan-, Eisen-,Nickel- oder Kobaltsalzen von Carbonsäuren oder Sulfonsäuren als Katalysatoren in innigen Kontakt gebracht und das ausgetragene Produktgemisch einer Phasentrennung in eine Fettsäurenitrilphase und eine Glycerin/Wasser-Phase unterworfen wird.
  • Ausgangsstoffe für das erfindungsgemäße Verfahren sind Mono-, Di- und Triglyceride der allgemeinen Formel
    Figure imgb0003
    das heißt in dieser Formel können ein oder zwei Fettsäurereste durch H ersetzt sein. Die Fettsäurereste R1CO-, R2CO-und R3CO- leiten sich ab von Fettsäuren mit 3 bis 23 Kohlenstoffatomen. Die aliphatischen Kohlenwasserstoffreste R1' R2 und R3 können geradkettig oder auch ein- oder mehrfach verzweigt sein. Sie können gesättigte Ketten darstellen oder auch eine oder mehrere Mehrfachbindungen, vorzugsweise Doppelbindungen, aufweisen. Gegebenenfalls können diese Reste mit einer OH-Gruppe substituiert sein. Bevorzugte Ausgangsstoffe für das erfindungsgemäße Verfahren sind vor allem die natürlichen Fette, die Gemische aus überwiegend Triglyceriden und kleinen Anteilen aus Diglyceriden und Monoglyceriden darstellen, wobei auch diese meist wiederum Gemische darstellen und verschiedenartige Fettsäurereste im obengenannten Bereich, insbesondere solche mit 8 und mehr C-Atomen, enthalten. Beispielsweise seien genannt pflanzliche Fette wie Olivenöl, Cocosfett, Palmkernfett, Babussu- öl, Palmöl, Erdnußöl, Rüböl, Rizinusöl, Sesamöl, Cottonöl, Sonnenblumenöl, Sojaöl, Hanföl, Mohnöl, Avocadoöl, Baumwollsaatöl, Weizenkeimöl, Maiskeimöl, Kürbiskernöl, Traubenkernöl, Kakaobutter oder Pflanzentalge, ferner tierische Fette wie Rindertalg, Schweinefett, Knochenfett, Hammeltalg,
  • Japantalg,, Walöl und andere Fischöle sowie Lebertran. Ebenso eingesetzt werden können aber auch einheitliche Tri-, Di- und Monoglyceride, sei es, daß diese aus natürlichen Fetten isoliert oder auf synthetischem Wege gewonnen wurden. Hier seien beispielsweise genannt: Tributyrin, Tricapronin, Tricaprylin, Tricaprinin, Trilaurin, Trimyristin, Tripalmitin, Tristearin, Triolein, Trielaidin, Trilinoliin, Trilinolenin, Monopalmitin, Monostearin, Monoolein, Monocaprinin, Monolaurin, Monomyristin oder gemischte Glyceride wie beispielsweise Palmitodistearin, Distearoolein, Dipalmitoolein oder Myristopalmitostearin.
  • Entscheidend für das Gelingen des einstufigen Verfahrens, das heißt die Gewinnung von Fettsäurenitril oder einem Gemisch von Fettsäurenitrilen in hoher Reinheit und hoher Ausbeute sowie die Gewinnung von Glycerin in hoher Ausbeute, sind vor allem drei Verfahrensparameter, nämlich die Wahl der richtigen Temperatur bzw. die richtige Temperaturführung, die rasche Entfernung des gebildeten Glycerins aus der Reaktionszone sowie die Auswahl des richtigen Katalysators.
  • Die rasche Entfernung des Glycerins aus der Reaktionszone bedingt, daß eine bestimmte Mindestmenge an Ammoniak durch das Reaktionsgemisch hindurchgeleitet wird. Diese beträgt mindestens 200 1 pro kg Glycerid und Stunde, vorzugsweise mindestens 400 1 pro kg Glycerid und Stunde. Nach oben besteht keine kritische Grenze bezüglich des durchzuleitenden Ammoniakstroms, die mengenmäßige Obergrenze wird allenfalls durch wirtschaftliche Überlegungen bestimmt und liegt aus diesen Gründen bei etwa 1000 l, vorzugsweise bei etwa 800 1 Ammoniak pro kg Glycerid und Stunde. Der hindurchgeleiteten Gasmenge kann dabei mit Vorteil bis zu 30 %, vorzugsweise bis zu 15 %, bezogen auf die durchgesetzte Menge an Ammoniak, an Inertgas, beispielsweise Stickstoff, hinzugefügt werden.
  • Weiterhin ist es von entscheidender Bedeutung, daß die Reaktionstemperatur während des gesamten Reaktionsverlaufs im Bereich zwischen 220 und 300 °C, vorzugsweise 230 bis 290 °C, gehalten wird. Vorzugsweise läßt man die Temperatur vom Beginn bis zum Ende des Prozesses ansteigen. Dies kann sowohl kontinuierlich als auch stufenweise, insbesondere in Form eines Temperaturprogramms geschehen. Ein bevorzugtes Temperaturprogramm ist, daß die Reaktion zunächst im Temperaturbereich von etwa 220 bis 240 °C so lange abläuft, bis etwa 30 bis 70 % der theoretisch zu erwartenden Glycerinmenge aus dem Reaktionsgefäß ausgetragen sind, daß man die Temperatur dann im Verlauf von etwa einer halben bis 5 Stunden stufenweise oder kontinuierlich erhöht, bis ein Temperaturbereich von etwa 270 bis 300 °C erreicht ist, und die Reaktion dann in diesem Temperaturbereich zu Ende führt. Das Ende der Reaktion ist daran erkennbar, daß keine flüssige Phase mehr in die Vorlage übergeht.
  • Schließlich ist die Auswahl der Katalysatoren von wesentlicher Bedeutung für das erfindungsgemäße Verfahren. Als Katalysatoren können eingesetzt werden die Blei-, Zink-, Cadmium-, Zinn-, Titan-, Zirkon-, Chrom-, Antimon-, Mangan-, Eisen-, Nickel- oder Kobaltsalze von organischen Carbon-oder Sulfonsäuren. Die genannten Katalysatoren können auch in Form von Gemischen Anwendung finden. Die organischen Carbon- und Sulfonsäuren,von denen sich die Anionen der genannten Salze ableiten, gehören insbesondere folgenden Gruppen an:
  • Offenkettige Carbonsäuren mit gerader oder verzweigter Kette, wobei diese Kette gesättigt ist oder auch eine oder mehrere Doppelbindungen enthalten kann und 4 bis 23, vorzugsweise 8 bis 23 Kohlenstoffatome besitzt,
  • Alkylarylcarbonsäuren vorzugsweise Alkylbenzolcarbonsäuren und Alkylnaphthalincarbonsäuren, die einen oder mehrere Alkylreste mit je 1 bis 23, vorzugsweise 1 bis 12 Kohlenstoffatome tragen,
  • Alkylsulfonsäuren und Alkyldisulfonsäuren mit geradkettigen oder verzweigten Alkylresten mit 4 bis 24, vorzugsweise 8 bis 24 Kohlenstoffatomen, wobei diese Alkylreste gegebenenfalls mit OH-Gruppen, vorzugsweise mit einer OH-Gruppe substituiert sein können und wobei ferner in der Alkylkette die Wasserstoffatome teilweise oder vorzugsweise völlig durch Fluor ersetzt sein können, sowie Alkylarylsulfonsäuren, insbesondere Alkylbenzolsulfonsäuren und Alkylnaphthalinsulfonsäuren (wobei hierunter jeweils die Mono-, Di- und Trisulfonsäuren verstanden werden), mit einem oder mehreren geradkettigen oder verzweigten Alkylresten mit je 1 bis 24 Kohlenstoffatomen, wobei die genannten Alkylketten auch mit zwei, vorzugsweise mit einer Carboxylgruppe substituiert sein können.
  • Von diesen, als Katalysatoren im Rahmen des erfindungsgemäßen Verfahrens einsetzbaren Salzen sind besonders bevorzugt hinsichtlich des Kations die Blei-, Cadmium-, Eisen-, Kobalt- und insbesondere die Zinksalze. Hinsichtlich des Anions sind besonders bevorzugt die obengenannten Gruppen von Sulfonsäuren, insbesondere jedoch daraus wieder die Alkylarylsulfonsäuren der letztgenannten Gruppe. Beispielsweise seien genannt:
    n-Dodecylsulfonsäure, n-Octadecylsulfonsäure, Isobutylnaphthalinsulfonsäure, n-Butylnaphthalinsulfonsäure, Isopropylnaphthalinsulfonsäure, Cetylbenzolsulfonsäure, Octadecylbenzolsulfonsäure, Tetrapropylenbenzolsulfonsäure und Triisobutylbenzolsulfonsäure.
  • Die als Katalysatoren im erfindungsgemäßen Verfahren eingesetzten Salze sind durch Umsetzung der freien Säuren mit den entsprechenden Metalloxiden nach bekannten Verfahren zugänglich. Die freien Sulfonsäuren können erhalten werden aus den bekannten Sulfonierungsprozessen oder aus den entsprechenden Alkalisulfonaten, beispielsweise über Ionenaustauscher.
  • Die genannten Katalysatoren können in Form ihrer genannten Salze direkt zugesetzt werden. Es kann aber auch das entsprechende Metalloxid und die entsprechende Carbon- oder Sulfonsäure einzeln dem Reaktionsgemisch zugesetzt werden, wobei sich der Katalysator während der Reaktion in situ bildet. Die genannten Katalysatoren werden im erfindungsgemäßen Verfahren in Mengen von 0,5 bis 75 Gew.-%, bei diskontinuierlicher Fahrweise vorzugsweise von 1 bis 25 Gew.-% und insbesondere von 1 bis 10 Gew.-%, bei kontinuierlicher Fahrweise in Mengen von vorzugsweise 5 bis 75 Gew.-%, insbesondere von 10 bis 30 Gew.-%, jeweils bezogen auf das eingesetzte Glycerid,zugegeben.
  • Zur Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens wird das jeweilige Glycerid oder Glyceridgemisch in einem geeigneten Reaktionsgefäß, beispielsweise einem Rührkessel, zusammen mit dem oben beschriebenen Katalysator vorgelegt. Es kann die Gesamtmenge an Katalysator vorgelegt werden oder auch eine Teilmenge, wobei der restliche Teil dann während der Reaktion portionsweise oder kontinuierlich nachgeschleust wird. Das Reaktionsgefäß ist mit einer Gaseinleitungsvorrichtung, die die Messung des Gasstromes gestattet, versehen, ferner mit einer Temperaturmeßeinrichtung, einer Heizeinrichtung und gegebenenfalls mit einem Rührer. Das Reaktionsgefäß ist verbunden mit einer Kondensationsvorrichtung, die aus einer oder vorzugsweise aus mehreren, auf Temperaturen von etwa 60 ° bis 120 °C beheizten Kondensationsvorlagen besteht. Nach dem Aufheizen des Reaktionsgefäßes, das gegebenenfalls unter Stickstoffspülung erfolgt, wird nach Erreichung der Anfangstemperatur der Ammoniakstrom eingestellt. Das in die Kondensationsvorrichtung austretende Produktgemisch besteht in der Anfangsphase aus höheren Anteilen von Rohglycerin. Der Anteil an Fettsäurenitril nimmt im Laufe der Reaktion mehr und mehr zu, so daß im letzten Teil im wesentlichen reines Fettsäurenitril ausgetragen wird, während die Austragung des Rohglycerins bereits vorher beendet ist. Der Ammoniakstrom (dem Inertgas zugefügt sein kann, wie oben beschrieben) sorgt ferner für eine rasche Austragung des Reaktionswassers während der gesamten Reaktionsdauer. Der austretende Gasstrom wird zweckmäßigerweise, nach Abtrennung des mitgeführten Wassers und gegebenenfalls unter Zuführung von frischem Ammoniak, in die Reaktion zurückgeführt. In der Kondensationsvorrichtung sammelt sich das ausgetragene Produktgemisch, wobei eine Vortrennung dieses Gemisches in eine Fettsäurenitrilphase und in eine Rohglycerin/Wasser-Phase erfolgt. Die abschließende Phasentrennung wird zweckmäßigerweise nach Ablassen der Kondensationsvorrichtung und Überführung in einen Separator, beispielsweise in einen Dampfabscheider, bei etwa 60 bis 100 °C vorgenommen. Restliches Glycerin wird mittels Wasser aus der Fettsäurenitrilphase ausgewaschen. Das aus der wäßrigen Phase (beispielsweise durch Destillation) isolierte Rohglycerin kann nach bekannten Verfahren (vergleiche Ullmann Encyklopädie der Technischen Chemie, 1956, Band 7, Seiten 523 bis 524), beispielsweise durch Destillation, gereinigt werden.
  • Nach dem erfindungsgemäßen Verfahren gelingt es, Fettsäurenitrile und Glycerin in ausgezeichneten Ausbeuten herzustellen. Diese Ausbeuten liegen bei mindestens 93 % und erreichen 96 % und mehr Fettsäurenitril sowie bis zu 95 % Rohglycerin (jeweils bezogen auf die theoretische Ausbeute auf Basis des eingesetzten Glycerids). Das erhaltene Fettsäurenitril enthält höchstens bis zu 2 Gew.-% an freien Fettsäuren und bis zu 10 Gew.-%, meistens aber weniger als 6 Gew.-% Fettsäureamide als Nebenprodukte.
  • Diese im ausgetragenen Produktgemisch enthaltenen Fettsäuren und Fettsäureamide werden zweckmäßigerweise ebenfalls noch in Fettsäurenitrile überführt, indem sie nach oder gegebenenfalls vor der Phasentrennung einer Nachreaktion in Gegenwart von Ammoniak und in Gegenwart der oben definierten Katalysatoren unterworfen werden.
  • DieserNachreaktion können entweder die aus dem ausgetragenen Fettsäurenitril abgetrennten freien Fettsäuren und Fettsäureamide, gegebenenfalls zusammen mit noch nicht ausgetragenem Rohnitril, unterworfen werden, oder es wird die gesamte Fettsäurenitrilphase nachbehandelt. Dies kann insbesondere nach folgenden Ausführungsformen der Nachreaktion geschehen:
  • Nach einer bevorzugten Methode wird zwischen den Reaktor und die Kondensationsvorrichtung eine Fraktionierkolonne zwischengeschaltet. Diese Fraktionierkolonne, die eine Spiegelglaskolonne oder ein gut isoliertes Rohr, gefüllt beispielsweise mit Raschigringen, sein kann, trennt die während der Reaktion intermediär gebildeten Fettsäureamide und freien Fettsäuren ab und führt sie in das Reaktionsgefäß zurück, während das restliche ausgetragene Produktgemisch in die Vorlage gelangt und dort unter Kondensation gesammelt wird wie oben beschrieben.
  • Unter Zwischenschaltung dieses Fraktioniersystems kann das erfindungsgemäße Verfahren in besonders einfacher Weise vollkontinuierlich gestaltet werden. Dazu wird das Glycerid, wie oben beschrieben, zusammen mit den früher genannten Anteilen an Katalysator im Reaktionsgefäß vorgelegt oder wahlweise zu einem inerten, nicht flüchtigem Lösungsmittel, wie beispielsweise Paraffinöl, zudosiert. Die zugeführte Ammoniakmenge soll auch hier mindestens 200 l/kg Glycerid und Stunde betragen und liegt normalerweise bei höheren Durchsätzen als sie oben für die diskontinuierliche Verfahrensweise angegeben wurden.
  • Die Verfahrenstemperaturen sollen vorteilhafterweise im Temperaturbereich von 220 bis 270 °C, insbesondere im Temperaturbereich von 230 bis 250 °C gehalten werden. Während der Reaktion wird dann das Glycerid kontinuierlich nachgespeist. Glycerid und Katalysator können auch im Gemisch kontinuierlich zugeführt werden. Über das Fraktioniersystem erfolgt der stetige Austrag von Fettsäurenitril, Glycerin und Was- ser, während Fettsäureamid und freieFettsäure kontinuierlich in den Prozeß zurückgeführt werden.
  • Nach einer weiteren Variante der Nachbehandlung wird die Reaktion zunächst bis zur im wesentlichen vollständigen Austragung des Rohglycerins geführt (was bei der Phasentrennung daran erkennbar ist, daß die Rohglycerin-Phase nicht mehr zunimmt), sodann wird die aus der Phasentrennung erhaltene Fettsäurenitrilphase zu dem noch nicht ausgetragenen Anteil an Fettsäurenitril zurück in den Reaktor gegeben, wobei im Reaktor die Temperatur auf einen Bereich von 200 ° bis 320 °C eingestellt und der Ammoniakstrom auf eine Menge von 5 bis 150 l/kg Fettsäurenitril und Stunde, vorzugsweise auf 15 bis 100 l/kg, reduziert wird. Sofern im ersten Teil der Reaktion bereits genügend Katalysator eingesetzt worden ist (Katalysatormengen, die an der oberen Grenze der oben angeführten Mengenbereiche liegen), erübrigt sich die neuerliche Zugabe an Katalysator. Andernfalls ist eine entsprechende Menge an Katalysator nachzuführen. Bei diesen Reaktionsbedingungen geht die vollständige Umwandlung von Fettsäureamiden und Fettsäuren in Fettsäurenitrile vor sich, die an der Bildung von Reaktionswasser verfolgt werden kann. Dieses Wasser wird mit dem überschüssigen Ammoniak ausgetragen, wobei der Ammoniakstrom, gegebenenfalls unter Zugabe von frischem Ammoniak und nach Befreiung von Wasser, wieder in den Prozeß zurückgeführt werden kann. Nach Beendigung der Umsetzung wird das im Reaktor befindliche Fettsäurenitril zur Abtrennung des Katalysators zweckmäßigerweise noch einer Destillation unterworfen.
  • Nach einer weiteren Methode kann aber auch das gesamte Fettsäurenitril aus der Reaktion ausgetragen, der Phasentrennung unterworfen und dann in einen zweiten Reaktor (Nachreaktor) eingebracht werden, wobei die oben angegebenen Katalysatoren in den genannten Mengen zuzusetzen sind. Die Nachbehandlung erfolgt dann unter den gleichen Bedingungen, wie sie vorstehend bei der Rückführung einer Teilmenge in das erste Reaktionsgefäß genannt wurden. Auch hier ist nach Beendigung der Nachbehandlung das Fettsäurenitril destillativ aufzuarbeiten.
  • Diese Methode der Nachbehandlung kann auch so abgewandelt werden, daß die gesamte Fettsäurenitrilphase kontinuierlich, beispielsweise durch einen Rohrreaktor,unter den angegebenen Bedingungen geführt wird.
  • Schließlich kann die gewonnene Fettsäurenitrilphase auch im gasförmigen Zustand gemeinsam mit Ammoniak in einer Menge von 200 bis 800 l/kg Fettsäurenitril und Stunde, vorzugsweise 300 bis 600 l/kg, und bei einer Temperatur von 280 bis 400 °C, vorzugsweise bei 300 bis 380 °C, kontinuierlich über ein Festbett von Dehydratisierungskatalysatoren geleitet werden. Geeignete Dehydratisierungskatalysatoren sind beispielsweise Aluminiumoxid in Form von Bauxit oder Hydrargilit, Thoriumoxid, Zirkonoxid, Aluminiumphosphat, Silicagel, aktive Bleicherden und dergleichen oder Mischungen davon.
  • Nach dem erfindungsgemäßen Verfahren ist es also überraschenderweise möglich, nicht nur Fettsäurenitrile in ausgezeichneten Ausbeuten und guter Reinheit zu gewinnen, sondern es kann auch Glycerin in hohen Ausbeuten gewonnen werden. Mit den geschilderten Nachbehandlungsmethoden kann die Reinheit des gewonnenen Fettsäurenitrils weiter erhöht werden, so daß es weniger als 2 Gew.-%, in den meisten Fällen weniger als 0,1 Gew.-% Fettsäureamid und weniger als 1,5 Gew.-%, in den meisten Fällen weniger als 0,1 Gew.-% freie Fettsäuren enthält und auch sonst von Nebenprodukten völlig frei ist.
  • Fettsäurenitrile sind wichtige chemische Zwischenprodukte, die insbesondere zu primären Aminen und quaternären Ammonjumsalzen weiterverarbeitet werden, welche wiederum insbesondere als Textilhilfsmittel,Flotationshilfsmittel und als kationenaktive oberflächenaktive Substanzen in vielen technischen Prozessen verwendet werden können. Glycerin ist eine wichtige chemische Verbindung, die beispielsweise für die Herstellung von Sprengstoffen, als Zusatz zu Wärme-und Kraftübertragungsflüssigkeiten, als feuchtigkeitserhaltender Zusatz zu Hautcremes, Zahnpasten, Seifen, Tabak und ähnlichem, als Textilfhilfsmittel, als Lösungsmittel und auf vielen anderen Gebieten, die dem Fachmann bekannt sind, verwendet werden kann.
  • Das erfindungsgemäße Verfahren wird durch folgende Beispiele erläutert:
    • Beispiel 1
  • Die Reaktion wurde durchgeführt in einem beheizbaren Reaktor von 800 cm3 Inhalt, versehen mit Gaseinleitungsvorrichtung, Rührer, Innenthermometer sowie einer Fraktionierkolonne in Form eines mit Raschigringen gefüllten Glasrohres (Länge 20 cm, Durchmesser 1,5 cm) und eines aus drei hintereinander geschalteten Vorlagen bestehenden Vorlagensystems, in dem die flüchtigen Reaktionsprodukte kondensiert werden. In dieser Apparatur wurden 495 g Talg (Verseifungszahl 190, Säurezahl 7,6) zusammen mit 5 g Zink-Dodecylbenzolsulfonat als Katalysator eingebracht. Während des Aufheizens wurde die Apparatur mit Stickstoff gespült. Anschließend wurde der Stickstoff durch Ammoniakgas ersetzt, wobei 600 1 NH3/kg Talg h im Kreis geführt wurden. Dabei wurde während der Reaktion laufend frisches Ammoniakgas nachgeführt. Im Reaktor ergab sich folgender Temperaturverlauf:
    Figure imgb0004
     Nach einer Gesamtreaktionszeit Von 7 Stunden war die Umsetzung von Talg mit Ammoniak beendet. Dabei wurden gebildetes Talgfettnitril und Glycerin in zwei hintereinander geschalteten Vorlagen aufgefangen. In einer weiteren nachgeschalteten Vorlage wurde das ammoniakalische Reaktionswasser kondensiert.
  • Das während der Reaktion in den beiden ersten Vorlagen gesammelte Glycerin und Talgfettnitril, das in zwei Phasen anfällt, wurde getrennt und das Talgfettnitril mit Wasser nachgewaschen. So erhaltenes Talgfettnitril wurde mit 93,6 % Ausbeute (413,7 g), bezogen auf Theorie, bei 1,8 Gew.-% Amidgehalt sowie 1,5 Gew.-% Talgfettsäure und Reinglycerin nach Aufarbeitung mit 80,2 % (39,6 g) Ausbeute isoliert. (Hier und im folgenden sind die Ausbeutenwerte stets auf Theorie bezogen zu verstehen.)
    • Beispiel 2
  • In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur wurden 495 g Rindertalg (Verseifungszahl 190, Säurezahl 1,6) zusammen mit 10 g Zink-Dodecylbenzolsulfonat vorgelegt, und es wurde beginnend bei 230 °C, eine Menge von 600 1 NH3/kg Talg h durch das Fett geleitet. Folgender Temperaturverlauf im Reaktor wurde eingehalten:
    Figure imgb0005
     Die Gesamtreaktionszeit betrug 7;5 Stunden. Die in die Vorlagen ausgetragenen Reaktionsprodukte wurden mittels Wasser ausgewaschen und aufgearbeitet. Talgfettnitril wurde in einer Ausbeute von 92,3 % (408 g) mit einem Amidgehalt von 0,7 Gew.-% sowie einem Fettsäuregehalt von 0,5 Gew.-% und Rohglycerin mit einer Ausbeute von 87,7 % (44,7 g) erhalten. Das isolierte Rohglycerin enthielt nach der OH-Zahl von 1694 81,2 % Glycerin,bezogen auf eingesetzten Talg.
    • Beispiel 3
  • In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur wurden 445 g technischer Talg ("bleachable tallow") (Verseifungszahl 186, Säurezahl 12,6) und 9 g Zink-Dodecylbenzolsulfonat vorgelegt und unter den Reaktionsbedingungen von Beispiel 2 mit Ammoniak umgesetzt. Die während der Reaktion innerhalb von 7,5 Stunden ausgetragenen Reaktionsprodukte wurden vereinigt und mit Wasser Glycerin ausgewaschen. Talgfettnitril konnte nach Abtrennung der wäßrigen Phase mit 93,0 % Ausbeute (370,4 g, Amidgehalt 0,5 Gew.-% und Fettsäuregehalt von 0,3 Gew.-%) isoliert werden. Aus der wäßrigen Phase wurde Rohglycerin mit 97,5 % Ausbeute (38,5 g) gewonnen. Die Ausbeute an Reinglycerin betrug laut OH-Zahl von 1683 84,0 %, bezogen auf eingesetzten Talg.
    • Beispiel 4
  • In die in Beispiel 1 beschriebene Apparatur, die hier mit einer 70 cm-Spiegelglaskolonne mit Raschigringen zur Fraktionierung ausgerüstet war, wurden 488 g Speisetalg (Verseifungszahl 190, Säurezahl 2,4) und 5 g Zink-Toluolsulfonat gegeben. Während des Aufheizens wurde ein schwacher Stickstoffstrom durch den Reaktor geleitet. Bei 190 °C erfolgte die Umstellung auf 600 1 NH3/kg Fett h. Die Umsetzung wurde 3 Stunden bei 230 °C durchgeführt. Anschließend wurde innerhalb einer halben Stunde von 230 °C auf 270 °C hochgeheizt und für weitere 3,25 Stunden die Temperatur bei 270°Cgehalten. Nach insgesamt 6,75 Stunden waren dann alle flüchtigen Reaktionsprodukte aus dem Reaktor über die Kolonne augetragen.. Das im Vorlagensystem gesammelte Glycerin/Talgfettnitril-Gemisch wurde anschließend mit Wasser behandelt. Nach Aufarbeitung beider Phasen konnte Talgfettnitril mit einer Ausbeute von 93,2 % (406 g, 1,7 % Amidgehalt, 0,5 Gew.-% Fettsäuregehalt) und Reinglycerin mit einer Ausbeute von 80,1 % (40,1 g) erhalten werden.
  • In der gleichen Apparatur und unter den gleichen Versuchsbedingungen wurde Speisetalg auch in Gegenwart weiterer Katalysatoren umgesetzt. Die Versuchsergebnisse sind nachfolgend tabellarisch angegeben:
    Figure imgb0006
    • Beispiel 5
  • In der in Beispiel 4 beschriebenen Apparatur wurden 436 g Sonnenblumenöl (Verseifungszahl 189, Säurezahl 0,8) und 9 g Zink-Dodecylbenzolsulfonat als Katalysator unter den in Beispiel 4 angegebenen Bedingungen (6,75 Stunden Reaktionszeit) mit Ammoniakgas (690 l/kg Fett h) umgesetzt. Nach Aufarbeiten wurden 94,6 % Fettnitril (Amidgehalt 0,5 Gew.-%, Fettsäuregehalt 0,35 Gew.-%) und 91,2 % Rohglycerin (40,9 g) bzw. laut OH-Zahl von 1717 85,6 % Reinglycerin, bezogen auf eingesetztes öl, erhalten.
    • Beispiel 6
  • Die Herstellung von Fettsäurenitril und Glycerin direkt aus Glyceridin ist auch mittels kontinuierlicher Fahrweise möglich. In einem beheizbaren, zylindrischen 750 ml Glasgefäß wurden 192 g Speisetalg zusammen mit 7,5 g Zink-Dodecylbenzolsulfonat vorgelegt. Der Reaktor war mit Rührer, Innenthermometer, beheiztem Tropftrichter und einer mit Raschigringen gefüllten 70 cm-Spiegelglaskolonne versehen. 600 1 Ammoniak/kg Fett . h wurden mittels Fritte bei 230 °C von unten her in den Reaktor geleitet. Unter diesen Bedingungen wurden 1009 g Speisetalg vermischt mit 1 Gew.-% Zink-Dodecylbenzolsulfonat innerhalb von 36 Stunden zudosiert (27 - 29 g Talg/h). Die kontinuierlich über die Kolonne ausgetragenen flüchtigen Reaktionsprodukte wurden im Vorlagensystem kondensiert. Das anfallende Talgfettnitril wurde mittels Wasser von Glycerin befreit. Talgfettnitril konnte mit 96,1 % Ausbeute (1033 g; 1,4 Gew.-% Amidgehalt) isoliert werden. Aus dem Wasser wurde Rohglycerin mit 95,5 % Ausbeute (115,4 g) isoliert.
    • Beispiel 7
  • In der in Beispiel 4 beschriebenen Apparatur wurden 486 g Speisetalg (Verseifungszahl 190, Säurezahl 1,6) und 5 g Zink-Dodecylbenzolsulfonat vorgelegt. Bei ca. 270 °C wurden konstant 500 1 NH3/kg Fett . h durch das Reaktionsgut geleitet. Die Reaktionszeit betrug 6,5 Stunden. Die in die Vorlagen ausgetragenen Reaktionsprodukte wurden mittels Wasser gewaschen und aufgearbeitet. Talgfettnitril wurde in einer Ausbeute von 93,7 % (406 g) mit einem Amidgehalt von 2,2 Gew.-% sowie einem Fettsäuregehalt von 0,4 Gew.-% und Reinglycerin mit einer Ausbeute von 73,45 % (36,8 g), bezogen auf eingesetzten Talg, erhalten.
    • Beispiel 8
  • In die in Beispiel 4 beschriebene Apparatur wurden 486 g Talg (Verseifungszahl 187,5, Säurezahl 11,1) und 4,25 g Zinksalz der Talgfettsäure gegeben. Während des Aufheizens wurden 30 1 N2/h durch den Reaktor geleitet und bei 190 °C auf 600 1 NH3/kg Fett h umgestellt. Nach 13 Stunden war die Reaktion beendet. Dabei wurde die Reaktionstemperatur zunächst 3 Stunden bei 230 °C und nach Aufheizen 9,5 Stunden bei 270 °C gehalten. Die in den Vorlagen gesammelten, aus dem Reaktor ausgetragenen Talgfolgeprodukte wurden mit Wasser gewaschen. Talgfettnitril wurde mit 84,6 %iger Ausbeute (367,8 g) und Reinglycerin mit 60,4 %iger Ausbeute (28,3 g), bezogen auf eingesetzten Talg, isoliert.
    • Beispiel 9
  • In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur und mit dem in Beispiel 4 angegebenen Fraktioniersystem wurden 445 g Rindertalg (Verseifungszahl 186, Säurezahl 0,8) zusammen mit 9 g Eisen-Dodecylbenzolsulfonat als Katalysator vorgelegt. Beginnend bei 230 °C wurden 600 1 NH3/kg Fett h durch den Talg geleitet. Die Reaktionstemperatur wurde innerhalb von 7,25 Stunden auf 290 °C gesteigert. Nach Ende der Reaktion und Aufarbeitung resultierten 364,1 g Talgfettnitril (91,4 % Ausbeute) mit einem Amidgehalt von 2,9 Gew.-% sowie einem Fettsäuregehalt von 0,4 Gew.-% und 30,2 g Reinglycerin (67,0 % Ausbeute), bezogen auf eingesetzten Talg.
    • Beispiel 10
  • In die in Beispiel 1 beschriebene Apparatur wurden 445 g Rindertalg (Verseifungszahl 190, Säurezahl 0,2) und 9 g Blei-Dodecylbenzolsulfonat gegeben und dann 600 1 NH3/kg Fett. h, beginnend bei 230 °C Reaktionstemperatur, durchgeleitet. Die Reaktionstemperatur wurde innerhalb von 7,25 Stunden kontinuierlich auf 290 °C gesteigert. Nach Ende der Reaktion und Aufarbeitung resultierten 350,5 g (88,2 %Ausbeute) Nitril mit einem Amidgehalt von 2,7 Gew.-% sowie einem Fettsäuregehalt von 0,35 Gew.-% und 36,5 g Reinglycerin (78,9 % Ausbeute).
    • Beispiel 11
  • In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur wurden 445 g Sojaöl (Verseifungszahl 203,2) zusammen mit 9 g Zink-Dodecylbenzolsulfonat vorgelegt. Beginnend bei 230 °C wurden 600 1 NH3/kg Fett . h durch das öl geleitet. Innerhalb von 7,25 Stunden wurde die Reaktionstemperatur auf 290 °C gesteigert. Nach Ende der Reaktion und Aufarbeitung wurden 363,3 g Sojanitril (92,2 % Ausbeute) mit einem Amidgehalt von 0,7 Gew.-% sowie einem Fettsäuregehalt von 0,7 Gew.-% und 36,0 g Reinglycerin (Ausbeute 72,8 %, bezogen auf eingesetztes öl) erhalten.
    • Beispiel 12
  • In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur wurden 445 g Rindertalg (Verseifungszahl 192, Säurezahl 0,25) und 9 g Cadmium-Dodecylbenzolsulfonat vorgelegt. Beginnend bei 230°C wurden 600 1 NH3/kg Fett . h durch das Fett geleitet. Innerhalb von 6,5 Stunden wurde die Reaktionstemperatur auf 290°C gesteigert. Nach Ende der Reaktion und Aufarbeitung wurden 373,6 g Talgfettnitril (94,2 % Ausbeute) mit einem Amidgehalt von 2 Gew.-% sowie einem Fettsäuregehalt von 0,7 Gew-% und 75,2 % Ausbeute an Reinglycerin (35,1 g) erhalten.
    • Beispiel 13
  • In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur wurden 445 g Rindertalg (Verseifungszahl 192) und 9 g Kobalt-Dodecylbenzolsulfonat vorgelegt. Beginnend bei 230 °C wurden 600 1 NH3/kg Fett h durch das Fett geleitet. Innerhalb von 7,25 Stunden wurde die Reaktionstemperatur auf 290 °C gesteigert. Nach Ende der Reaktion und Aufarbeitung resultierten 373 g (94 % Ausbeute) Talgnitril mit einem Amidgehalt von 4,9 Gew.-% sowie einem Fettsäuregehalt von 0,8 Gew.-% und eine Rohglycerinausbeute von 86,4 % (40,3 g).
    • Beispiel 14
  • In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur, die jedoch anstelle einer Fraktioniereinheit mit einem direkten Übergangsstück vom Reaktor zum Vorlagensystem ausgerüstet war, wurden 486 g Speisetalg, (Verseifungszahl 187, Säurezahl 0,8) zusammen mit 1 Gew.-% Zink-Dodecylbenzolsulfonat, bezogen auf Talg, vorgelegt. Während der Umsetzung wurden 600 1 NH3/kg Fett - h durch das Reaktionsgut geleitet. Es wurde dabei die Temperatur 3 Stunden bei 230 °C und nach Aufheizen (0,5 Stunden) 1,25 Stunden bei 270 °C gehalten. Nach insgesamt 4,75 Stunden war die Reaktion beendet. Die bei 230 °C und 270 °C in die Vorlagen ausgetragenen Reaktionsprodukte wurden jeweils getrennt gesammelt und aufgearbeitet. Das bei 230 °C isolierte Fettsäurenitril besaß einen Amidgehalt von 20 Gew.-%. Bei 270 °C wurde ein Amidgehalt von etwa 9 Gew.-% beobachtet. Der Amidgehalt im gesamten Fettsäurenitril war 10 Gew.-%.
    • Beispiel 15
  • In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur, die jedoch anstelle einer Fraktioniereinheit mit einem direkten Übergangsstück vom Reaktor zum Vorlagensystem ausgerüstet war, wurden 500 g Talg (Verseifungszahl 189, Säurezahl 0,9) zusammen mit 2 Gew.-% Zink-Dodecylbenzolsulfonat, bezogen auf Talg, vorgelegt. Während der Umsetzung wurden 600 1 NH3/kg Fett h durch das Reaktionsgut geleitet. Es wurde dabei die Temperatur 3 Stunden bei 230 °C gehalten und danach um 10 °C und nach je einer halben Stunde um weitere 10 °C erhöht. Bei 280 °C war die Reaktion beendet. Die Reaktionszeit betrug 5,25 Stunden. Das gesamte Kondensat wurde mittels Wasser bei 80 °C in Fettsäurenitril und Glycerin/Wasser aufgetrennt. Das isolierte Fettsäurenitril besaß einen Amidgehalt von 5,3 Gew.-% und einen Fettsäuregehalt von 0,5 Gew.-%. Die Nitrilausbeute betrug 95,2 %. Nach Aufarbeiten konnte Reinglycerin mit einer Ausbeute von 91,4 % gewonnen werden.
    • Beispiel 16
  • In einem beheizbaren Reaktor, der mit einem Gaseinleitungsrohr, einem Rührer und einem Innenthermometer ausgerüstet ist und dem ein Vorlagesystem (Kondensationssystem aus einer oder mehreren Vorlagen, Behältern) angegliedert ist, wurden 500 g technischer Talg (Verseifungszahl 191,4, Säurezahl 1,5) zusammen mit 2 Gew.-% Zink-Dodecylbenzolsulfonat, bezogen auf Talg, vorgelegt. Nun wurde auf 230 °C erhitzt und 600 1 Ammoniak pro kg Fett h durch das Reaktionsgut geleitet. Die Temperatur wurde 3 Stunden bei 230 °C gehalten und anschließend kontinuierlich innerhalb von 1,5 Stunden auf 260 °C erhöht. Nach insgesamt 4,5 Stunden war der Austrag an Glycerin beendet und zusätzlich etwa die Hälfte an Roh-Fettsäurenitril ausgetragen. An dieser Stelle der Umsetzung wurde der Ammoniakdurchsatz auf 60 l/kg Reaktionsgut . h reduziert und die Reaktionstemperatur gleichzeitig auf 290 °C gesteigert. Während des Aufheizens wurde die Wasserwäsche desglycerinhaltigen Rohnitrils durchgeführt, das dann, von Glycerin befreit, in den 290 °C heißen Reaktor zurückgeführt wurde. Nach einer Reaktionszeit von insgesamt 6,5 Stunden (Nachreaktion 2 Stunden) wurde das Talgfettnitril abgelassen und durch Destillation vom Katalysator befreit. Es wurden 417 g (93,2 % Ausbeute) Talgfettnitril mit einem Amidgehalt unter 0,05 Gew.-% sowie einer Säurezahl von 0,1 und (laut OH-Zahl) 42,9 g Reinglycerin (82,7 % Ausbeute) erhalten.
    • Beispiel 17
  • In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur wurden 500 g technischer Talg (Verseifungszahl 191,4, Säurezahl 1,5) zusammen mit 2 Gew.-% Zink-Dodecylbenzolsulfonat, bezogen auf Talg, vorgelegt. Während der Umsetzung wurden 600 1 Ammoniak pro kg Fett und Stunde durch das Reaktionsgut geleitet, wobei die Temperatur 3 Stunden bei 230 °C gehalten und anschließend kontinuierlich innerhalb von 2,25 Stunden bis auf 280 °C erhöht wurde. Die Gesamtreaktionszeit betrug 5,25 Stunden. Während der Umsetzung wurde darauf geachtet, daß das Temperaturgefälle zwischen Sumpf und Übergang möglichst gering war. Das erhaltene Kondensat wurde in Roh-Fettsäurenitril und Glycerin mittels Wasserwäsche aufgetrennt.
  • Die isolierten 432,8 g Roh-Fettsäurenitril (Amidgehalt 6,1 Gew.-%) wurden in einem Reaktor, versehen mit Gaseinleitungsrohr, Rührwerk, Innenthermometer und Kondensationssystem, vorgelegt und 2 Gew.-% Zink-Dodecylbenzolsulfonat dazugegeben. Durch das Reaktionsgemisch wurden 60 1 Ammoniak pro kg Reaktionsgut . h bei 290 °C durchgeleitet. Gebildetes Reaktionswasser wurde dabei ausgetragen. Die Reaktionszeit betrug 1 Stunde. Nach Destillation des Reaktorinhalts lagen 415 g Talgfettnitril (93,1 % Ausbeute) mit einem Amidgehalt unter 0,05 Gew.-% und einer Säurezahl von 0,1 vor. Reinglycerin (laut OH-Zahl) wurde 47,3 g (91,2 % Ausbeute) erhalten.
    • Vergleichsbeispiel (analog GB-PS 451,594)
  • Durch ein mit 800 cm3 gekörntem Alumiumoxid gefülltes Glasrohr wurden von unten bei 320 bis 360 °C gemeinsam 300 1 NH3/1 Katalysator h und 50 g Rindertalg pro Stunde durchgesetzt. Insgesamt wurden 1342 g Rindertalg zudosiert. Die flüchtigen Reaktionsprodukte, die oben aus dem Reaktor austraten, wurden in einem Vorlagensystem aufgefangen und nach ihrer Vereinigung mit Wasser gewaschen. Es wurden 1191 g rohes Talgfettnitril (Ausbeute 99 %) erhalten, jedoch von schlechter Qualität (schwarz gefärbt und stechender Geruch). Glycerin konnte nicht nachgewiesen werden.Theoretisch waren 140 g Glycerin zu erwarten.

Claims (7)

1.) Verfahren zur Umsetzung von Mono-, Di- und Triglyceriden der allgemeinen Formel
Figure imgb0007
worin R1, R2 und R3, die gleich oder verschieden sein können, aliphatische Kohlenwasserstoffreste mit 3 bis 23 Kohlenstoffatomen bedeuten, wobei diese Reste gegebenenfalls mit einer OH-Gruppe substituiert sein können, oder von Gemischen solcher Glyceride in flüssiger Phase mit Ammoniak unter Gewinnung von Fettsäurenitrilen der Formel R1 (R2, R3)-CN und von Glycerin mittels Hindurchleiten von gasförmigem Ammoniak, gegebenenfalls unter Zumischung von Inertgas, bei erhöhten Temperaturen und in Gegenwart von Katalysatoren, dadurch gekennzeichnet, daß das Glycerid mit einem Ammoniakstrom von mindestens 200 l/kg Glycerid und Stunde, bei Temperaturen von 220 bis 300 °C in Gegenwart von Blei-, Zink-, Cadmium-, Zinn-, Titan-, Zirkon-, Chrom-, Antimon-, Mangan-, Eisen-, Nickel- oder Kobaltsalzen von Carbonsäuren oder Sulfonsäuren als Katalysatoren in innigen Kontakt gebracht und das ausgetragene Produktgemisch einer Phasentrennung in eine Fettsäurenitrilphase und eine Glycerin/Wasser-Phase unterworfen wird.
2.) Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die Temperatur während des Reaktionsverlaufs kontinuierlich oder stufenweise über den Bereich 220 bis 300 °C erhöht wird.
3.) Verfahren nach Anspruch 1 und 2, dadurch gekennzeichnet, daß das Reaktionsgemisch während der Anfangsphase der Reaktion so lange bei einer Temperatur von etwa 220 bis 240 °C gehalten wird, bis etwa 30 bis 70 % der theoretisch zu erwartenden Glycerinmenge aus der Reaktion abgeführt worden sind, dann kontinuierlich oder stufenweise über einen Zeitraum von etwa 0,5 bis 5 Stunden auf etwa 270 bis etwa 300 °C aufgeheiztund die Reaktion in diesem Temperaturbereich zu Ende geführt wird.
4.) Verfahren nach Anspruch 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, daß die im ausgetragenen Produktgemisch enthaltenen Fettsäureamide und Fettsäuren, gegebenenfalls nach der Phasentrennung, einer Nachreaktion in Gegenwart von Ammoniak und der in Anspruch 1 definierten Katalysatoren unterworfen werden.
5.) Verfahren nach Anspruch 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, daß das ausgetragene Produktgemisch vor der Phasentrennung einer Fraktionierung unterworfen wird, wobei im ausgetragenen Produktgemisch enthaltene Fettsäureamide und Fettsäuren in die Reaktion zurückgeführt werden.
6.) Verfahren nach Anspruch 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, daß die Reaktion bis zur im wesentlichen vollständigen Austragung des Glycerins geführt wird, die Fettsäurenitrilphase nach Phasentrennung zu dem noch nicht ausgetragenen Fettsäurenitril zurückgeführt und zusammen mit diesem bei einer Temperatur von 200 bis 320 °C in Gegenwart der in Anspruch 1 definierten Katalysatoren in einem Ammoniakstrom von 5 bis 150 l/kg Fettsäurenitril und Stunde weiterbehandelt wird.
7.) Verfahren nach Anspruch 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, daß die Umsetzung in Gegenwart von Blei-, Cadmium-, Eisen-, Kobalt- und Zinksalzen von Alkylarylsulfonsäuren mit einem oder mehreren Alkylresten mit je 1 bis 24 Kohlenstoffatomen, die mit bis zu zwei Carboxylgruppen substituiert sein können, als Katalysatoren durchgeführt wird.
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