WO2010139085A1 - Proceso para la obtención de un concentrado de esteres de ácidos eicosapentaenoico y docosahexaenoico. - Google Patents

Proceso para la obtención de un concentrado de esteres de ácidos eicosapentaenoico y docosahexaenoico. Download PDF

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    • C11C3/003—Fats, oils, or fatty acids by chemical modification of fats, oils, or fatty acids obtained therefrom by esterification of fatty acids with alcohols

Definitions

  • the present invention relates to a process for obtaining from oils of marine origin an ester concentrate of eicosapentaenoic and docosahexaenoic acids.
  • EPA and DHA are marine oils such as fish oils of different origin such as sardine, horse mackerel, anchovy, salmon, cod and others.
  • the combined EPA and DHA content in such oils is typically between 10 to 35% by weight. Consequently, the first attempts to provide food and pharmaceutical supplements rich in EPA and DHA were based on refined fish oils to eliminate the characteristic unpleasant odors and flavors, and thus be able to develop some type of food or pharmaceutical ingredient suitable for human consumption .
  • Such concentrates may contain between 40 and 95% EPA and DHA by weight either in the form of free acids, in the form of esters, typically ethyl or mono esters, di or triglycerides.
  • the main purpose of such processes is to provide EPA and DHA concentrates with better organoleptic characteristics of taste, smell and color, which can be used directly in products for therapeutic use in humans, as pharmaceutical active ingredient or food ingredients in general.
  • Table 1 shows numerous processes disclosed in the state of the art, aimed at obtaining ⁇ -3 fatty acid concentrates from oils.
  • European Patent No. 0 409 903 discloses a process for preparing mixtures containing EPA and DHA from animal or vegetable oils.
  • the process comprises the steps of saponifying the raw material, animal or vegetable oil, immediately acidifying the saponified mixture and then extracting the acids formed with petroleum ether until exhaustion.
  • the extracts are washed with water, the solvent removed and the residue is then subjected to one or more stages of molecular distillation at a pressure of 0.133 Pa and temperature between 110-12O 0 C.
  • a distillate is obtained containing between 35 and 90% of EPA and DHA.
  • a process for the preparation of a mixture of ethyl esters with high concentration in EPA and DHA, from fish oils of different origins is disclosed in US Patent 5,130,061.
  • the process disclosed comprises the steps of transesterifying the fish oil with ethyl alcohol, followed by the extraction of the transesterified product with hexane and the silica gel chromatography of the extracted product.
  • the product from the chromatography is then subjected to one or more stages of molecular distillation at the pressure of about 0.001 mmHg and temperature between 65 to 70 0 C.
  • the product from chromatography can be crystallized in acetone at -40 0 C and then subjected to distillation.
  • Neutral organoleptic characteristics means a product with acceptable organoleptic characteristics in the absence of additives for masking taste or smell, while acceptable organoleptic characteristics means an organoleptic and sensorially evaluated product with a qualified organoleptic panel to evaluate edible oils, composed at least 9 panelists, evaluating the appearance, aroma and flavor characteristics of the product with a rating of each parameter equal to or greater than 60% of the maximum value of said parameter, and rancidity, with a rating equal to or greater than 80% of the maximum value of said parameter.
  • Stable organoleptic characteristics means an organoleptic and sensorially evaluated product after 24 weeks of storage of the product under environmental conditions, by an organoleptic panel qualified to evaluate edible oils, composed of at least 9 panelists, evaluating the appearance, aroma and appearance characteristics. product flavor with a rating of each parameter equal to or greater than 60% of the value maximum of said parameter, and rancidity, with a rating equal to or greater than 80% of the maximum value of said parameter.
  • COP Persistent Organic Pollutants
  • POP's Persistent Organic Pollutants
  • the process of the present invention unlike the prior art processes for obtaining EPA and DHA concentrates, is capable of providing a product of acceptable organoleptic characteristics, without reversal. to the unpleasant characteristics of smell and taste during a storage time in environmental conditions of at least three months and in addition, unlike the processes of the state of the art for obtaining EPA and DHA concentrates it is also able to reduce or eliminate Efficiently POPs and heavy metals. Additionally, the invented process not only does not promote the cis-trans isomerization of EPA and DHA, isomers of unknown metabolic properties, but surprisingly reduces the content of trans isomers when they are present in the raw materials.
  • raw fish oil is first deacidified to obtain refined oil and this refined oil is subjected to a stripping process specifically aimed at the removal of contaminants by the process disclosed in US patent application US 20050256326.
  • product obtained is then transesterified with ethyl alcohol.
  • the transesterified product is then subjected to several molecular distillation steps.
  • the distillate is treated with urea, then bleached and molecularly distilled again, obtaining a final product with up to 90% long chain ⁇ -3 fatty acids between EPA and DHA.
  • Napro Pharma has a process for the production of an EPA and DHA ethyl ester concentrate similar to the Pronova BioPharma process, but without the "stripping" stage or the urea treatment stage (www.napro-pharma.no/production ).
  • the product has characteristics organoleptic deficient, reverts to fishy smell and taste and the aforementioned side effects can be observed.
  • the concentrate obtained by the invented process has surprising advantages that could not be expected in consideration of the state of the art, advantages that will be clearly evidenced from the description Detailed of the invention.
  • advantages is first of all the characteristic of an organoleptic neutral and stable product since it does not show reversion to odors and flavors typical of marine oils, free of side effects and with Persistent Organic Pollutants level that complies with international regulatory standards.
  • the process not only does not promote the formation of cis-trans isomers, but on the contrary, the concentration of trans isomers decreases surprisingly and unexpectedly when they are present in the raw materials. All these characteristics combined make the product obtained by the process of the present invention especially suitable for use in therapies that require high doses of EPA and DHA and as a food ingredient.
  • An objective of the present invention is to provide a new process for the preparation of a concentrate of EPA and DHA esters from oils of marine origin that is organoleptically neutral and stable and with content of persistent organic pollutants under current standards and therefore suitable for use in mass and regular human consumption either as a pharmaceutical ingredient or as a food ingredient.
  • the stages of the process form a synergistic whole that in concerted form converge to the object of the invention and none of the stages alone or in combination with less than all of the stages is capable of fulfilling the objectives of the invention as shown. In the examples.
  • raw material suitable for the purposes of the present invention comprises oils of marine animals such as sardine, anchovy, horse mackerel, mackerel, tuna, cod, salmon, krill, molluscs and mixtures of such oils, oils from marine animal slaughter by-products such such as viscera of marine animals, and also microalgae oils such as Nannochloropsis sp and de plankton.
  • oil also includes fats or waxes containing EPA or DHA and their derivatives, such as glycerides and fatty acids.
  • crude or refined marine oil is first subjected to a saponification process to hydrolyze with an alkali the glycerides or other esters of fatty acids present in crude or refined marine oil to obtain a saponified mixture that It comprises the alkaline salts of the saponifiable compounds of crude or refined marine oil and non-saponifiable matter.
  • crude or refined marine oil is contacted with water and one or more appropriate alkalis, and optionally with one or more solvents such as alcohols and hydrocarbons or with one or more appropriate antioxidants.
  • Suitable alkalis for saponification comprise sodium, potassium, lithium, magnesium hydroxides and mixtures of said hydroxides.
  • the amount of alkali can vary between 5 to 40 g of alkali per 100 g of raw or refined marine oil, although the preferred ratio of alkali to raw or refined marine oil is approximately 15 grams of alkali per 100 g of raw marine oil or refined
  • the amount of water used can vary between 10 and 500 g of water per 100 g of crude or refined marine oil, although the preferred ratio of water to raw or refined marine oil is between 50 and 200 g of water per 100 g of crude or refined marine oil.
  • alcohols such as ethanol
  • the amount of alcohol can vary between 10 and 500 g of alcohol per 100 g of crude or refined marine oil, although the preferred ratio of alcohol to crude or refined marine oil is between 50 and 200 g of alcohol per 100 g of raw or refined marine oil.
  • the amount of solvent may vary between 10 and 500 g of solvent per 100 g of crude or refined marine oil, preferably between 50 and 200 g of solvent per 100 g of marine oil raw or refined
  • the amount of antioxidant used is preferably not more than 1 g per 100 g of crude or refined marine oil.
  • the contact between crude or refined marine oil, water, one or more alkalis and optionally one or more solvents can be it carried out either continuously or batchwise in a stirred reactor at temperatures between 10 and 100 0 C, preferably at temperatures between 40 and 85 ° C and at pressures between 0.1 and 5 bar, preferably at atmospheric pressure.
  • This stage of the process is a stage of saponification since it leads to the formation of alkaline salts of the fatty acids of the esters and hydrolyzed fatty acids of the crude or refined marine oil.
  • the reaction time to obtain a mixture comprising saponified crude or refined marine oil in the case of batch operation or, the residence time in case of continuous operation may vary between 10 and 400 minutes, preferably between 30 and 120 minutes.
  • the mixture comprising saponified marine oil is contacted with one or more organic solvents to form an extract phase comprising organic solvent and dissolved matter in said phase and an immiscible refining phase with the extract phase comprising the alkaline salts of the acids fatty
  • These phases are then separated either by decantation or by centrifugation.
  • the contact between the mixture comprising saponified raw or refined marine oil and organic solvents can be carried out either batchwise or continuously at temperatures between 10 and 100 0 C, preferably between 20 and 8O 0 C and at pressures between 0 , 1 and 5 bar, preferably at atmospheric pressure.
  • Solvents or mixtures of organic solvents suitable for extraction can be chosen from the group consisting of petroleum ether, pentane, hexane, heptane, octane, cyclohexane, methylcyclohexane, acetone, toluene, xylenes, methylxylenes, ethyl benzene, dichloromethane, chloroform, tetrachloride carbon, dichloroethane, trichloroethane, perchlorethylene, dimethylsulfoxide and tetrahydrofuran.
  • preferred solvents comprise aliphatic hydrocarbons such as petroleum ether, pentane, hexane, heptane, octane or mixtures of these solvents.
  • the ratio of the solvent or solvents in relation to the mixture comprising saponified marine oil may vary between 50 and 1000 g per 100 g of mixture, preferably between 100 and 500 g per 100 g of mixture.
  • the refining phase is mixed with a solution of an acid such as sulfuric acid, hydrochloric acid, phosphoric acid, acetic acid, trichloroacetic acid or carbonic acid, to form an aqueous phase and a non-aqueous phase that It comprises fatty acids.
  • the amount of acid used in the acidulation step may be up to 1.5 times the stoichiometric amount of alkali used in the saponification stage, preferably 1.05 times the stoichiometric amount of alkali required for total neutralization of the refining phase.
  • the amount of acid required to acidify the refining phase can be determined by measuring the total alkalinity of the refining phase.
  • Mixing the raffinate phase and the acid solution may be carried out batchwise or continuously to a stirred reactor at temperatures between 10 and 100 0 C, preferably between 20 and 6O 0 C, at pressures between 0.1 and 5 bar, preferably at atmospheric pressure and with a reaction time or residence time, in case of continuous operation, which can vary between 1 and 120 minutes, preferably between 5 and 60 minutes.
  • the mixture may also comprise an antioxidant or mixture of antioxidants such as BHT, tocopherols or ascorbic acid and its derivatives.
  • the non-aqueous phase is then separated from the aqueous phase by decantation or centrifugation.
  • the non - aqueous phase separated is washed with a wash liquor comprising water, monohydric alcohol, acetone or mixtures thereof, or an aqueous solution of sodium sulfate or sodium chloride, at temperatures between 10 and 100 0 C, preferably between 20 and 6O 0 C and at pressures between 0.1 and 5 bar, preferably atmospheric.
  • the optionally washed non-aqueous phase can be filtered to remove insoluble solids.
  • non-aqueous phase designates both the washed non-aqueous phase and the washed and filtered non-aqueous phase, obtained after the acidification step as described above.
  • any of the non-aqueous phases can optionally be partially or totally de -ventped by evaporation of the solvent, preferably under reduced pressure and temperatures below 15 ° C, obtaining what is referred to below as a partially or totally de -ventified non-aqueous phase.
  • any of the non-aqueous or non-aqueous partially or totally de -ventized phases can be subjected to a crystallization stage.
  • the phase that Crystallize is mixed with a solvent or mixture of solvents chosen from the group consisting of petroleum ether, pentane, hexane, heptane, octane, cyclohexane, methylcyclohexane, toluene, xylenes, methylxylenes, ethyl benzene, dichloromethane, chloroform, carbon tetrachloride, dichloroethane , trichloroethane, perchlorethylene, dimethyl sulfoxide, dimethylformamide and tetrahydrofuran, methanol, ethanol, acetone, methyl ethyl ketone, diacetone alcohol or mixtures thereof.
  • Preferred solvents for this step are hexane, ethanol, acetone or mixtures thereof.
  • the amount of solvent to be used in this stage can vary between 50 and 1000 g for every 100 g of the phase that crystallizes, preferably between 100 and 500 g for every 100 g of phase that crystallizes.
  • the mixture formed is then cooled to a temperature between 0 and -5O 0 C, preferably between -20 and -4O 0 C until the formation of a crystallized solid phase and a liquid phase.
  • the crystallization operation can be carried out by batches or continuously and preferably at atmospheric pressure.
  • the crystallized solid phase and the liquid phase are then separated by filtration or centrifugation, preferably at the same final crystallization temperature.
  • the solvents of the liquid phase are partially or totally removed by evaporation of the solvent, in order to obtain what is then referred to as a first partially or totally desolventized phase produced in the crystallization stage, which comprises EPA and DHA in a concentration relative superior to that of crude or refined marine oil.
  • any of the non-aqueous phases, or any of the partially or totally desolventized non-aqueous phases or the first partially or totally de -ventified phase produced in the crystallization stage can be subjected to a treatment stage with urea or other complexing compound or adducts with fatty acids or their derivatives by means of complexing methods or adducts with urea for the fractionation of fatty acids from vegetable and animal oils.
  • a solution of the complexing agent or adducts in an organic solvent is formed, preferably urea in ethanol, which contains, at the temperature of the solution, approximately 30 g of urea per 100 g of ethanol. Then the solution is cooled to room temperature or lower forming a solid phase containing complexes or adducts and a liquid phase free of solids.
  • the complexes or adducts and the liquid phase free of solids are separated by techniques known as filtration or centrifugation, and the solids free liquid phase is washed with water or an acid solution until the complexing compound or adducts remaining dissolved in said phase are extracted.
  • the solvents of the solids-free liquid phase are then partially or totally removed, in order to obtain what is referred to below as a partially or totally desolventized second phase produced in the complex formation stage, which comprises EPA and DHA in a concentration relative superior to that of the raw material.
  • any of the non-aqueous phases or any of the partially or totally de -ventified non-aqueous phases or the first partially or totally de -ventified phase produced in the crystallization stage or the second partially or totally de -ventified phase produced in the complexing stage They undergo an esterification stage.
  • the phase is mixed with a monohydric alcohol such as methanol or ethanol or with a polyhydric alcohol such as glycerol in a ratio that can be up to 500 g of alcohol per 100 g of phase, preferably between 20 and 200 g of alcohol per 100 g phase and with a catalyst comprising sulfuric acid, p-toluenesulfonic acid, methanesulfonic acid, ethanesulfonic acid or with a resin such as amberlite, in a ratio of 0.05 to 10 g of catalyst per 100 g of phase.
  • a monohydric alcohol such as methanol or ethanol or with a polyhydric alcohol such as glycerol
  • a catalyst comprising sulfuric acid, p-toluenesulfonic acid, methanesulfonic acid, ethanesulfonic acid or with a resin such as amberlite, in a ratio of 0.05 to 10 g of catalyst per 100 g of phase.
  • the esterification step can be carried out batchwise or continuously in a stirred reactor at a temperature between 10 and 150 0 C, preferably between 30 and 8O 0 C and the pressure between 0.1 and 5 bar, preferably atmospheric pressure
  • the esterification time in the case of batch operation or the residence time in the case of continuous operation may vary between 30 and 600 minutes, preferably between 60 and 240 minutes.
  • an esterified mixture comprising esters of fatty acids is obtained.
  • the catalyst used is removed from the esterified mixture by processes known in the state of the art, such as filtration, neutralization and washing with aqueous solutions, to form a catalyst-free esterified mixture. Free esterified mixture desolventiza catalyst by evaporation, preferably under reduced pressure and temperatures below 150 0 C, to obtain a mixture of esters of fatty acids desolventized.
  • the mixture of desolventized fatty acid esters is subjected to a distillation step in a short path distillation column to obtain a distillate and a residue. Then, the distillate or residue can be subjected to a new stage of distillation to obtain a second distillate and a second residue. The process can be repeated until a distillate or residue is obtained as the final product that contains the desired concentration of EPA and DHA esters or EPA and DHA concentrate.
  • the distillations are carried out at a temperature of 180 0 C, preferably below 150 0 C and less than 1 mbar, preferably lower than 0.1 mbar. In this way, it is possible to obtain concentrates of EPA and DHA esters with a content between both esters between 40 and 95% by weight of the concentrate.
  • the EPA and DHA concentrate or any of the ester streams can be subjected to one or more additional refining steps, including: fractionation by cooling to a temperature below -5 ° C and separation by filtration or centrifugation of the solids; deodorization in filling columns or plates, under reduced pressure, temperatures less than 200 0 C, preferably less than 150 0 C using nitrogen or steam as a means of deodorization; adsorption through the use of infusory land, active carbon, zeolites, molecular sieve among others.
  • the EPA and DHA concentrate can be transesterified with glycerin to form concentrated EPA and DHA glycerides, by processes known in the state of the art to obtain a new final product of glycerol esters from EPA and DHA. .
  • One or more appropriate antioxidants such as tocopherol, tocopherol esters, ascorbic acid and its derivatives, rosemary extract, boldo extract, boldine, among others, can be added to the EPA and DHA concentrate.
  • the antioxidant addition is less than 1% by weight, more preferably less than 0.5%.
  • EPA and DHA concentrates with superior characteristics are obtained, since they eliminate or significantly reduce the undesirable side effects of the consumption of fish oil derivatives, such as reflux, stomach irritation, skin irritation, meteorism, among others .
  • the EPA and DHA concentrates of the present invention do not exhibit organoleptic reversion to marine oils, which allows their direct use as a food or pharmaceutical ingredient, without the requirement to use taste and odor masks, encapsulations, microencapsulations, among others.
  • the disclosed process significantly reduces the content of Persistent Organic Pollutants and heavy metals, under the maximum levels allowed internationally.
  • the disclosed process not only does not generate trans fatty acids but surprisingly and unexpectedly, it can even significantly reduce the content of trans fatty acids when they are present in the raw material.
  • the process of the present invention can also be used to reduce or eliminate the content of Persistent Organic Pollutants and heavy metals from other oils, such as vegetable oils.
  • raw fish oil is fed via line (1) to a saponification reactor (4) to which a stream of sodium hydroxide solution also flows via line (2) in a ratio equal to the index of Saponification of the oil or in excess up to 20% and a stream of 50% aqueous ethanol concurs via line (3).
  • the reactor (4) operates at a temperature between 40 and 85 ° C under stirring, at a pressure between 1 to 2 bar and with a residence time of 45 minutes, to generate a saponified mixture.
  • Saponified mixture is fed via line (7) to a counter-current extraction column (8) operating in a pressure range of 2 and 5 bar, and at a temperature between 20 and 6O 0 C.
  • the reactor (12) operates at a temperature between 20 and 7O 0 C under stirring, at a pressure of 1 to 2 bar and with a residence time of up to 30 minutes, to generate an acidified mixture.
  • the acidified mixture is fed to the decanter (15) via line (14) to separate the non-aqueous phase from the aqueous phase of the acidulation.
  • He Decanter (15) operates a temperature between 20 and 7O 0 C, at a pressure between 1 and 2 bar and with a residence time of between 5 and 60 minutes.
  • the aqueous phase is removed via line (16) for further treatment, aimed at recovering solvents and glycerin.
  • the non-aqueous phase separated from the acidulation in the decanter (15) is fed to a washing reactor (18) where it is contacted under stirring, at a temperature between 20 and 7O 0 C, at a pressure of 1 and 2 bar and with a residence time of 1 and 30 minutes, with the stream (19) comprising a 50% ethanol solution in water, to generate a wash mixture.
  • the reactor wash mixture (18) is fed to a decanter (21) via line (20) to separate the light phase from the heavy phase of the wash mixture.
  • the decanter (21) operates at a temperature between 20 and 7O 0 C, at a pressure between 1 and 2 bar and with a residence time of between 5 and 60 minutes.
  • the heavy phase is removed via line (22) for further treatment, aimed at recovering solvents or recirculating all or part of the washing reactor (18).
  • line (23) the light phase separated in the decanter (21) is fed to an esterification reactor (24) to which a stream of p-toluenesulfonic acid solution dissolved in ethanol also concurs via line (25).
  • the reactor (24) operates at a temperature between 40 and 85 0 C under stirring, at a pressure of from 0.5 to 2 bar and with a residence time of 180 minutes, to generate an esterified mixture.
  • the esterified mixture is fed via line (26) to the reactor washing and neutralization (27) where it is contacted with stirring at a temperature between 20 and 70 0 C, at a pressure of 1 and 2 bar and with a residence time of between 1 and 30 minutes, with the stream (28) comprising a solution of 5% sodium carbonate in water, to generate a neutralized wash mixture.
  • the neutralized wash mixture of the wash reactor (27) is fed to a decanter (31) via line (30) to separate a mixture of fatty acid esters and an aqueous phase.
  • the decanter (31) operates a temperature between 20 and 70 0 C, at a pressure between 1 and 2 bar and with a residence time of between 5 and 60 minutes.
  • the aqueous phase is removed via line (32) for further treatment, aimed at recovering solvents.
  • the fatty acid ester mixture separated in the decanter (31) is fed to a falling film evaporator (34) operating at a temperature between 50 and 18O 0 C, at a pressure between 1 and 100 mbar and with a residence time of not more than 30 minutes, to obtain a stream of distillate and a stream of esters of desolventized fatty acids.
  • a line (35) the distillate stream is pumped to a storage tank not shown.
  • the desolventized fatty acid esters are fed via line (36) to a short path evaporator (37) operating at a temperature between 50 and 18O 0 C, at a pressure between 0.001 and 1 mbar.
  • a short path evaporator (37) operating at a temperature between 50 and 18O 0 C, at a pressure between 0.001 and 1 mbar.
  • the distillate of the short path evaporator (37) is removed and via line (39) the residue is removed from the distillation of the short path evaporator (37), which is fed to a short path evaporator (40 ).
  • the short path evaporator (40) operates at a temperature between 50 and 18O 0 C, at a pressure between 0.001 and 1 mbar.
  • the residue from the distillation of the short path evaporator (40) is removed and via line (42) the distillate from the short path evaporator (40) is removed, which comprises a concentrated mixture of EPA and DHA esters organoleptically neutral and stable, which does not show reversion to odors and flavors typical of fish oil, free of side effects, with a level of persistent organic pollutants and heavy metals that complies with international regulatory standards.
  • example Ml In a 2000 ml Erlenmeyer flask, 300 g of salmon oil (sample Ml) were loaded, the characteristics of which are shown in Table 2. 150 g of ethanol and 150 g of sodium hydroxide solution in 28% distilled water were added. Then, with stirring and with a nitrogen atmosphere, it was refluxed for 1 hour, reaching the total saponification of salmon oil.
  • traces of petroleum ether were removed by feeding the residue from the evaporation stage in the rotary evaporator to a Short path distiller model KDL5 UIC, at a flow of 1250 ml / h, jacket temperature of 90 0 C, condenser temperature at - 4 ° C, roller speed of 350 rpm and pressure of 4 mbar.
  • a mixture of fatty acids from salmon oil with 30.1% of long chain ⁇ -3 fatty acids (sample M2) was obtained.
  • the salmon fatty acid mixture was fed to a short-path distiller model KDL5 UIC, at a flow of 100 ml / h, jacket temperature of 65 ° C, condenser temperature at 4 0 C, roller speed of 350 rpm, pressure of 0.005 mbar by using diffusion pump and a first distillate and a first residue was obtained.
  • the first residue was subjected to a second distillation stage short path, at a temperature of 85 0 C to obtain a second distillate and a second residue.
  • the second distillate showed 52.2% of long chain ⁇ -3 fatty acids (sample M3).
  • Table 2 shows the results of the analysis of the samples of comparative example 1.
  • the residue resulting from the distillation step was diluted with 400 ml of hexane and washed with 500 ml of water.
  • the heterogeneous mixture was vigorously stirred.
  • the aqueous phase was separated from the hexane phase in a separatory funnel and the hexane phase was washed repeatedly with water, until the pH of the aqueous phase was neutral.
  • the washed hexane extract was purified by passing it through a column filled with silica gel. Subsequently, the purified hexane extract was evaporated in a rotary evaporator up to 10 mbar and 60 0 C.
  • the solvent traces were removed by feeding the residue from the evaporation stage in the rotary evaporator to a short path distiller model KDL5 UIC, at a flow of 1250 ml / h, jacket temperature of 90 0 C, condenser temperature at - 4 0 C, roller speed of 350 rpm and pressure of 4 mbar.
  • a mixture of ethyl esters with 27.9% long chain cadena-3 fatty acids was obtained (sample M4).
  • the mixture of ethyl esters was fed to a short path distiller model KDL5 UIC, at a flow of 100 ml / h, jacket temperature of 65 0 C, condenser temperature at 4 ° C, roller speed of 350 rpm, pressure of 0.005 mbar by the use of diffusion pump and a first distillate and a first residue was obtained.
  • the first residue was subjected to a second stage of short path distillation, at a temperature of 85 ° C to obtain a second distillate and a second residue.
  • the second distillate showed 51.6% of long chain ⁇ -3 fatty acids (sample M5).
  • Table 3 shows the results of the analysis of the samples of comparative example 2.
  • the mixture resulting from saponification was discharged into a 3,000 ml separating funnel.
  • 150 g of ethanol, 150 g of distilled water and 900 g of hexane were added to the funnel.
  • the resulting mixture was vigorously stirred and allowed to decant.
  • the upper hexane phase was separated and the aqueous phase was extracted three more times with 700 ml hexane.
  • the hexane extracts were evaporated by rotary evaporation under reduced pressure.
  • the extracted aqueous phase was acidified by the addition of 200 g of a 20% aqueous solution of hydrochloric acid.
  • Salmon fatty acids were mixed with 100 g of a 1.0% solution of sulfuric acid in anhydrous ethanol and refluxed for 2 hours. The end of the reaction, which was determined by titration, was established when the acid number of the reaction mixture did not decrease further.
  • the reaction mixture was neutralized with 40 g of a 10% sodium carbonate solution in distilled water followed by washing with 40 g portions of distilled water. Subsequently, the mixture was evaporated in a rotary evaporator up to 10 mbar and 6O 0 C.
  • the mixture of ethyl esters was fed to a short path distiller model KDL5 UIC, at a flow of 100 ml / h, jacket temperature of 65 0 C, condenser temperature 4 ° C, roller speed of 350 rpm, pressure of 0.005 mbar by means of the use of diffusion pump and a first distillate and a first residue were obtained.
  • the first residue was subjected to a second distillation stage short path, at a temperature of 85 0 C to obtain a second distillate and a second residue.
  • the second distillate showed 52.3% of long chain ⁇ -3 fatty acids (sample M8).
  • Table 4 shows the results of the analysis of the samples of example 1 of the present invention. As seen in the previous examples, only the process of the present invention managed to obtain an EPA and DHA concentrate within specifications in accordance with internationally proposed regulations.
  • Example 1 The test of Example 1 was repeated using sardines oil with a Totox number of 45 as raw material. The results of the example are shown in Table 5:
  • Example 1 The test of Example 1 was repeated using horse mackerel oil with a Totox number of 33 as raw material. The results of the example are shown in Table 6:
  • the hexane extracts were collected and desolventized under reduced pressure generating a hexane residue.
  • the aqueous phase or refining phase was acidified at a temperature of 25 ° C with 28 kg of a 10% hydrochloric acid solution and 5 minutes of stirring. The acidified mixture was allowed to decant for 15 minutes, then separate the aqueous phase.
  • the organic phase was washed with 10 kg of a 50% aqueous ethanol solution to pH 5. The washed organic phase was filtered to separate suspended solid residues.
  • the organic phase washed and filtered, was diluted with hexane to 20% by weight and transferred to a second 150 liter reactor, equipped with mechanical stirring, anchor type stirrer and cooling fluid jacket, where it was cooled to -25 ° C.
  • the cold mixture to - 25 0 C was filtered in a bag filter using polyester mesh 10 microns as a filtration medium.
  • the filtrate of the filtration stage was reloaded to the 200 liter reactor and heated to 55 ° C and a pressure of 200 mbar.
  • the mixture of desolventized fatty acids was contacted with a solution of 20 kg of urea dissolved in 55 kg of ethanol at 80 0 C. The mixture was stirred to form the complex with urea and then cooled to 15 0 C.
  • the precipitated solids were filtered off and a solid free filtrate was obtained.
  • the solids - free filtrate was cooled to 0 C I and filtered again to obtain a second filtrate free of solids.
  • the second filtrate was mixed with 3 kg of hydrochloric acid dissolved in 50 kg of water and 20 kg of hexane, stirred and allowed to decant.
  • the acidic aqueous phase was separated and the organic phase was washed with 5 kg of water until neutral pH.
  • the organic phase was desolventized to 80 0 C and 50mbar.
  • 2.3 kg of a mixture of fatty acids were obtained, with a de-3 fatty acid concentration of 77.2% (sample MI l).
  • the solvent traces of the ethyl esters were removed by feeding the mixture to a short path distiller model KDL5 UIC, at a flow of 1250 ml / h, jacket temperature of 80 0 C, condenser temperature at - 5 0 C, speed of the rollers of 350 rpm and pressure of 4 mbar.
  • the mixture of ethyl esters of the previous distillation was fed to a short path distiller model KDL5 UIC, at a flow of 90 ml / h, jacket temperature of 85 ° C, condenser temperature at 4 ° C, roller speed of 350 rpm, pressure of 0.005 mbar by means of the use of diffusion pump and a first distillate and a first residue was obtained.
  • the first residue was mixed with Tonsil in a ratio 1% to 70 0 C and reduced for 30 minutes and pressure filtered to give a refined filtrate was subjected to a second distillation stage short path, at a temperature of 98 ° C and a second distillate and a second residue were obtained.
  • the second distillate showed 86.2% of long chain ⁇ -3 fatty acids.
  • the second distillate was cooled to -25 0 C for 12 hours and then filtered.
  • the resultant filtrate was fed to a deodorization tower at a temperature of 100 0 C and nitrogen was used at 130 0 C as a means of deodorizing a pressure of 15 mbar.
  • a deodorized long chain ⁇ -3 fatty acid ethyl ester concentrate (sample Ml 3) was obtained to which finally a mixture of tocopherol esters, ascorbyl palmitate and rosemary extract was added in a total concentration of 2550 ppm .
  • Table 7 shows the results of the analysis of the samples of example 4 of the present invention:
  • the aqueous phase or refining phase was acidified at a temperature of 25 ° C with 26 kg of a 10% hydrochloric acid solution and 5 minutes of stirring. The acidified mixture was allowed to decant for 15 minutes, then separate the aqueous phase.
  • the organic phase was washed with 10 kg of a 50% aqueous ethanol solution to pH 5. The washed organic phase was mixed with 100 g of sulfuric acid dissolved in 10 kg of ethanol and heated and the reactor temperature was controlled by distilling , a mixture of solvents until reaching 8O 0 C. Subsequently, the reactor was cooled to 40 0 C, 350 g of sodium carbonate dissolved in 5 kg of water was added and stirred for 10 minutes. The aqueous phase was separated.
  • the solvent traces of the ethyl esters were removed by feeding the mixture to a short path distiller model KDL5 UIC, at a flow of 1250 ml / h, temperature of 8O 0 C jacket, condenser temperature at - 5 ° C, roller speed of 350 rpm and pressure of 4 mbar.
  • the mixture of ethyl esters from the previous distillation was fed to a short path distiller model KDL5 UIC, at a flow of 90 ml / h, jacket temperature of 85 0 C, condenser temperature at 4 ° C, roller speed of 350 rpm, pressure of 0.005 mbar by means of the use of diffusion pump and a first distillate and a first residue was obtained.
  • the first residue was subjected to a second distillation stage short path, at a temperature of 96 0 C and a second distillate and a second residue.
  • the second distillate showed 51.2% of long chain ⁇ -3 fatty acids (Sample M 15).
  • 2000 ppm of tocopherol acetate (Grindox Toco 70, Danisco) was added.
  • Table 8 shows the results of the analysis of the samples of example 5 of the present invention:
  • trans fatty acid isomers of 16 to 22 carbon atoms was determined, according to the methodology described in the AOCS Ce lh-05 procedure. The results are shown in Table 9. As can be seen, in the tests of examples 2 and 3, trans isomers are not generated and surprisingly diminished by the process of the present invention.
  • Organoleptic quality and stability were evaluated with a trained group of 12 panelists.
  • the samples evaluated were served in small vessels coded with 3 random digits, using 15 ml of each sample per panelist.
  • the evaluation was carried out in the Sensory Evaluation Laboratory around 11: 00 in the morning.
  • Table 10 shows the average result obtained from the organoleptic evaluation test of the sample of ethyl esters of Ml 5 fatty acids from fresh Test 5 (A) and the same sample after 29 weeks of storage at room temperature (B). The samples were not added any type of masking agent for taste, smell or appearance.
  • Aroma The value obtained was 7.6, rated as "good”.
  • the EPA and DHA concentrate generated by the present invention possesses acceptable organoleptic quality and stability.
  • each member of group A consumed 150 g of the yogurt mixture 1.
  • each member of group B consumed 150 g of the yogurt mixture 2.
  • the trial volunteers were consulted for the presence or absence of reflux gastric.
  • group A 4 positive cases were detected; in group B, 1 positive case.
  • each individual in group A consumed 150 g of a new mixture of yogurt 2; in parallel, each individual of group B consumed a new mixture of yogurt 1.
  • test group A no positive cases were detected; in group B, 5 positive cases.
  • the test group demonstrates that the EPA and DHA concentrates of the present invention do not have typical side effects of marine derivatives, such as gastric reflux, probably due to the efficient removal of allergenic agents originally present in the raw material.
  • Example 5 20 g of the Ml 5 shows Example 5 was poured into a Petri dish of 15 cm diameter and placed in a forced convection oven at 45 0 C for 6 hours. Subsequently, the sample was removed from the stove and allowed to cool.
  • the sample was evaluated in a panel of 5 people. No fish smell was detected.
  • test was repeated with sample M3 of comparative example 1. A characteristic stale fishy smell was detected.
  • test was repeated with sample M5 of comparative example 2. A characteristic stale fishy smell was detected. The test was repeated with the sample of ethyl esters of 33/22 EPA / DHA fatty acids used in Example 8. A characteristic stale fishy smell was detected.
  • Example 5 A portion of the Ml 5 sample from Example 5 was taken and its oxidative stability was evaluated by Rancimat analysis.
  • the induction time at 8O 0 C was 28, 11 ⁇ 0.97 hours.
  • the induction time at 80 0 C was performed was l, 67 ⁇ 0.10 hours.
  • Example 4 A sample of the hexane residue from Example 4 was taken and analyzed by GC-MS on an HP7890 Chromatograph coupled to a 5975Cinert mass detector. The chromatographic report shows that more than 50 compounds present in a concentration greater than 1000 ppm are detected as seen in table 11.
  • Pentadecane 2,6,10,14-tetramethyl 91 001921-70-6
  • the process of the present invention is capable of removing an extensive family of compounds present in the raw material, which do not constitute ⁇ -3 fatty acids, and which probably contribute to the generation of side effects and reversals. of unwanted taste and smell.

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Abstract

La presente invención divulga procesos para la obtención de concentrados de esteres de ácido eicosapentaenoico y ácido docosahexaenoico para su uso en consumo humano masivo y regular ya sea como ingrediente farmacéutico o como ingrediente de alimentos, caracterizado por poseer propiedades organolépticas neutras y estables, libre de efectos secundarios típicos de derivados de aceites marinos, y con bajo contenido de contaminantes orgánicos persistentes.

Description

PROCESO PARA LA OBTENCIÓN DE UN CONCENTRADO DE ESTERES DE ÁCIDOS EICOSAPENTAENOICO Y DOCOSAHEXAENOICO.
Campo de Aplicación.
La presente invención se relaciona con un proceso para la obtención a partir de aceites de origen marino de un concentrado de esteres de ácidos eicosapentaenoico y docosahexaenoico.
Antecedentes en el estado de la técnica.
Actualmente está ampliamente conocida y documentada la importancia de los ácidos grasos poliinsaturados de cadena larga del tipo ω-3, los ácidos (todo cis)-5, 8, 11, 14, 17 eicosapentaenoico, en adelante EPA, y (todo cis)-4, 7, 10, 13, 16, 19 docosahexaenoico, en adelante DHA, como base para ingredientes alimentarios o farmacéuticos por su utilidad, entre otras, para prevenir la arteriosclerosis y enfermedades cardiovasculares, aliviar condiciones inflamatorias y retardar el crecimiento de tumores. Como consecuencia de lo anterior, los expertos recomiendan la ingestión diaria de tales ácidos grasos en dosis que varían entre 0,5 a 10 g.
Una de las fuentes más ricas en EPA y DHA son los aceites de origen marino como los aceites de pescado de diferente origen tales como sardina, jurel, anchoveta, salmón, bacalao y otros. El contenido combinado de EPA y DHA en tales aceites es típicamente entre 10 a 35 % en peso. En consecuencia, los primeros intentos para proveer suplementos alimentarios y farmacéuticos ricos en EPA y DHA estaban basados en aceites de pescado refinados para eliminarles los olores y sabores desagradables característicos, y de este modo poder elaborar algún tipo de ingrediente alimentario o farmacéutico apto para consumo humano. Tales procesos de refinación recurrían mayoritariamente a los clásicos procesos de refinación de aceites de origen vegetal y adaptaciones específicas de dichos procesos a la materia prima en cuestión (Lindsay, USP 4,915,876; Chang, USP 4,874,629; Marschner, USP 4,804,555; Stage, USP 4,599,143; Merck, USP 4,838,997). No obstante, en la actualidad los intentos de proveer un ingrediente alimentario o farmacéutico de EPA y DHA elaborados sobre la base de aceites de origen marino refinados no han sido capaces de proveer un producto de características organolépticas aceptables y sin los típicos efectos secundarios tales como reflujo, irritación estomacal, irritación de Ia piel, meteorismo, entre otros. Esta característica se acentúa cuando se consumen EPA y DHA en dosis superiores a 1 g, es decir, dosis equivalentes de aceite de pescado de alrededor de 5 g, generando en el consumidor los efectos secundarios mencionados.
En consecuencia, los esfuerzos para proveer EPA y DHA se han dirigido a la obtención de concentrados de estos ácidos a partir de aceites marinos. Dichos concentrados pueden contener entre 40 a 95 % de EPA y DHA en peso ya sea en forma de ácidos libres, en forma de esteres, típicamente esteres etílicos o mono, di o triglicéridos. La finalidad principal de tales procesos es proveer concentrados de EPA y DHA de mejores características organolépticas de sabor, olor y color, que puedan ser utilizados ya sea directamente en productos de uso terapéutico en humanos, como ingrediente activo farmacéutico o ingredientes alimentarios en general. No obstante, los procesos del estado de la técnica no son capaces de proveer productos que conserven sus propiedades organolépticas deseables en el tiempo, es decir productos en que no se produzca una reversión indeseable de las características organolépticas, olor y sabor principalmente, con el transcurso del tiempo y los típicos efectos secundarios de los aceites marinos y sus derivados, como reflujo, eructos, alergia entre otros. Prueba de ello es que ninguno de los concentrados de EPA y DHA disponibles comercialmente en la actualidad es utilizado intensivamente como ingrediente alimentario, sino sólo en forma de jarabes con enmascaramiento de sabor o en forma de grageas o microencapsulados, todos ellos con el fin de ocultar o minimizar los sabores y olores indeseables que se desarrollan en tales productos con el transcurso del tiempo. En adición, tales concentrados tampoco son aptos para usos terapéuticos que normalmente requieren dosis relativamente altas de EPA o DHA, varios gramos diarios, ya que a estas dosis se acentúan aún más los efectos secundarios indeseables de los concentrados.
Otro de los enfoques para proveer EPA o DHA para consumo humano a partir de aceites marinos ha sido el desarrollo de procesos para la obtención de EPA o DHA puros, como se revela en patente US 6,846,942. No obstante la obtención de EPA o DHA puros pasa primero por la obtención de una mezcla de EPA y DHA, de modo que comercialmente no se divisa una ventaja de dicho enfoque, y como se puede observar en los documentos de Tabla 1, la mayoría de los procesos revelados tratan de la elaboración de concentrados conteniendo EPA y DHA, ya sea en forma de ácidos libres o en la forma esterificada.
En la Tabla 1 se muestran numerosos procesos divulgados en el estado de la técnica, dirigidos a Ia obtención de concentrados de ácidos grasos ω-3 a partir de aceites.
Patente europea N0 0 409 903 revela un proceso para preparar mezclas conteniendo EPA y DHA a partir de aceites animales o vegetales. El proceso comprende las etapas de saponificar la materia prima, el aceite animal o vegetal, inmediatamente acidificar la mezcla saponificada y luego extraer los ácidos formados con éter de petróleo hasta agotamiento. Los extractos son lavados con agua, el solvente removido y el residuo es luego sometido a una o más etapas de destilación molecular a la presión de 0,133 Pa y temperatura entre 110 - 12O0C. Se obtiene un destilado conteniendo entre 35 y 90 % de EPA y DHA.
Tabla 1: Solicitudes y Patentes internacionales sobre obtención de DHA y EPA
Figure imgf000004_0001
Figure imgf000005_0001
c> En patente norteamericana US 5,130,061 se revela un proceso para la preparación de una mezcla de esteres etílicos con alta concentración en EPA y DHA, a partir de aceites de pescado de diferentes orígenes. EI proceso revelado comprende las etapas de transesterifícar el aceite de pescado con alcohol etílico, seguido de la extracción del producto transesterifϊcado con hexano y la cromatografía en sílica gel del producto extraído. El producto proveniente de Ia cromatografía luego es sometido a una o más etapas de destilación molecular a la presión de alrededor de 0,001 mmHg y temperatura entre 65 a 700C.
Opcionalmente, antes de la destilación, el producto proveniente de la cromatografía puede ser cristalizado en acetona a -400C y luego sometido a destilación.
Muchos de los procesos revelados son capaces de proveer un producto de aceptables características organolépticas pero en todos ellos se producen los efectos secundarios antes descritos y la reversión a los olores y sabores de pescado en el tiempo, a diferencia del producto obtenido mediante el proceso de la presente invención que mantiene características organolépticas neutras en condiciones de almacenamiento a condiciones ambientales durante un período de al menos tres meses y sin efectos secundarios significativos. Por características organolépticas neutras se entiende un producto con características organolépticas aceptables en ausencia de aditivos para el enmascaramiento del sabor o del olor, mientras que por características organolépticas aceptables se entiende un producto evaluado organoléptica y sensorialmente por un panel organoléptico calificado para evaluar aceites comestibles, compuesto por a lo menos 9 panelistas, evaluando las características de apariencia, aroma y sabor del producto con una calificación de cada parámetro igual o mayor al 60 % del valor máximo de dicho parámetro, y rancidez, con una calificación igual o mayor al 80 % del valor máximo de dicho parámetro.
Por características organolépticas estables se entiende un producto evaluado organoléptica y sensorialmente después de 24 semanas de almacenamiento del producto en condiciones ambientales, por un panel organoléptico calificado para evaluar aceites comestibles, compuesto por a lo menos 9 panelistas, evaluando las características de apariencia, aroma y sabor del producto con una calificación de cada parámetro igual o mayor al 60 % del valor máximo de dicho parámetro, y rancidez, con una calificación igual o mayor al 80 % del valor máximo de dicho parámetro.
Los concentrados de EPA y DHA en adición al requerimiento de características organolépticas aceptables y estabilidad durante almacenamiento por períodos prolongados, deben cumplir además con una serie de normas regulatorias en cuanto a su contenido de compuestos contaminantes conocidos con el nombre de Contaminantes Orgánicos Persistentes (COP) también conocidos por sus sigla en inglés como POP's (Persistent Organic Pollutants) que son sustancias químicas que persisten en el medio ambiente, se bioacumulan en la cadena alimentaria y suponen un riesgo de causar efectos adversos a la salud humana y al medio ambiente. Entre estos contaminantes, que la actualidad comprende 17 sustancias reconocidas durante la tercera conferencia de las Partes del Convenios de Estocolmo de Mayo de 2007, se encuentran entre otros derivados de dioxinas, furanos, policlorados, bifenilos, hidrocarburos aromáticos policíclicos etc., cuya concentración en los aceites de pescado ha ido en aumento con el tiempo, obligando a dirigir esfuerzos al desarrollo de procesos especialmente concebidos para remover estos contaminantes de los aceites marinos. Entre las Partes del Convenio de Estocolmo existen en la actualidad estrictas normas sobre los límites máximos permisibles de los COP en productos de consumo humano, entre ellos aceite de pescado y sus derivados. Procesos específicamente dirigidos para la remoción de los COP se encuentran, entre otros, en los procesos revelados en solicitudes de patente US 20050256326 y US 20040022923 y solicitud internacional WO 02/06430. Otro grupo de contaminantes regulados son los metales pesados como arsénico, mercurio, cadmio, plomo, entre otros.
Los procesos para la producción de concentrados de EPA y DHA descritos en patente europea N0 0 409 903 y en patente norteamericana US 5, 130,061 no hacen referencia al problema de la presencia de los COP. De modo que para comparar la eficacia para la remoción de contaminantes de los procesos revelados con la eficacia del proceso de la presente invención se reprodujeron los procesos mencionados con materia prima con concentración de COP conocida y los productos obtenidos se compararon con el producto del proceso de la presente invención como se muestra en los ejemplos. En patente norteamericana US 6,846,946 solo se refiere a policlorobifenilos (PCBs) sin proporcionar información cuantitativa. Se encontró, que en forma sorprendente el proceso de la presente invención, a diferencia con los procesos del estado de la técnica para la obtención de concentrados de EPA y DHA, es capaz de proveer un producto de características organolépticas aceptables, sin que se produzca reversión a las características desagradables de olor y sabor durante un tiempo de almacenamiento en condiciones ambientales de al menos tres meses y además, a diferencia con los procesos del estado de la técnica para la obtención de concentrados de EPA y DHA es también capaz de reducir o eliminar eficientemente los COP y metales pesados. Adicionalmente el proceso inventado no sólo no promueve la isomerización cis-trans de EPA y DHA, isómeros de propiedades metabólicas desconocidas, sino que sorprendentemente reduce el contenido de isómeros trans cuando estos están presentes en las materias primas.
Otro proceso del estado de la técnica para la producción de concentrados de esteres etílicos de EPA y DHA para su uso como ingrediente activo farmacéutico es el proceso de Pronova BioPharma que se encuentra divulgado en su página web www.pronova.com.
En dicho proceso el aceite de pescado crudo es primeramente deacidificado para obtener aceite refinado y este aceite refinado es sometido a un proceso de "stripping" específicamente dirigido a la remoción de contaminantes mediante el proceso que se revela en solicitud de patente norteamericana US 20050256326. El producto que se obtiene es luego transesterificado con alcohol etílico. El producto transesterificado luego es sometido a varios pasos de destilación molecular. El destilado es tratado con urea, luego blanqueado y vuelto a destilar molecularmente, obteniéndose un producto final con hasta 90 % de ácidos grasos ω-3 de cadena larga entre EPA y DHA. Entre las desventajas del proceso se pueden mencionar que el proceso de eliminación de los contaminantes en una etapa de "stripping" de los triglicéridos con un fluido de trabajo (etil esteres) a temperaturas sobre 1800C puede promover la formación de isómeros trans. El producto comercial revierte a olor y sabor de pescado, y se pueden observar los efectos secundarios antes mencionados.
Napro Pharma tiene un proceso para la producción de un concentrado de etil esteres de EPA y DHA similar al proceso de Pronova BioPharma, pero sin la etapa de "stripping" ni la etapa de tratamiento con urea (www.napro-pharma.no/production). El producto posee características organolépticas deficientes, revierte a olor y sabor a pescado y se pueden observar los efectos secundarios antes mencionados.
En comparación con los concentrados de EPA y DHA obtenidos mediante los procesos del estado de la técnica, el concentrado obtenido mediante el proceso inventado tiene sorprendentes ventajas que no se podrían esperar en consideración del estado de la técnica, ventajas que quedarán claramente evidenciadas de Ia descripción detallada de la invención. Entre tales ventajas está primeramente la característica de un producto organolépticamente neutro y estable ya que no presenta reversión a olores y sabores típicos de aceites marinos, libre de efectos secundarios y con nivel de Contaminantes Orgánicos Persistente que cumple con las normas regulatorias internacionales. Además, el proceso no tan solo no promueve la formación de isómeros cis-trans, sino por el contrario, en forma sorprendente e inesperada disminuye la concentración de isómeros trans cuando estos se encuentran presentes en las materias primas. Todas estas características combinadas hacen que el producto obtenido mediante el proceso de la presente invención sea especialmente adecuado para su uso en terapias que requieren dosis altas de EPA y DHA y como ingrediente alimentario.
Resumen de Ia invención.
Un objetivo de la presente invención es proveer un proceso nuevo para la elaboración de un concentrado de esteres de EPA y DHA a partir de aceites de origen marino que sea organolépticamente neutro y estable y con contenido de contaminantes orgánicos persistentes bajo normas vigentes y en consecuencia aptos para su uso en consumo humano masivo y regular ya sea como ingrediente farmacéutico o como ingrediente de alimentos.
Dicho objetivo se logra mediante un concentrado que comprende etil esteres de EPA y DHA obtenido mediante el proceso que comprende:
a) contactar aceite marino crudo o refinado con uno o más álcalis y agua a una temperatura no mayor a 1000C hasta obtener una mezcla que comprende aceite marino saponificado; b) contactar la mezcla con uno o más solventes orgánicos para formar una fase de extracto y una fase de refinado que comprende las sales alcalinas de ácidos grasos ; c) separar la fase de extracto de la fase de refinado; d) mezclar la fase de refinado con una solución acuosa de un ácido para formar una fase acuosa y una fase no acuosa que comprende ácidos grasos; e) separar la fase acuosa de la fase no acuosa; f) mezclar la fase no acuosa separada con un alcohol y un catalizador de esterifícación a una temperatura no mayor a 1500C hasta obtener una mezcla esterificada que comprende esteres de ácidos grasos; g) remover el catalizador de la mezcla esterificada para obtener la mezcla esterificada libre de catalizador; h) desolventizar la mezcla esterificada libre de catalizador para obtener los esteres de los ácidos grasos, y i) destilar los esteres en columna de destilación de senda corta a una temperatura de a lo más 18O0C y presión de menos de 1 mbar para obtener un concentrado que comprende esteres de EPA y DHA.
Las etapas del proceso forman un todo sinέrgico que en forma concertada convergen al objetivo de la invención y ninguna de las etapas por sí sólo o en combinación con menos de la totalidad de las etapas es capaz de cumplir con los objetivos de la invención como se muestra en los ejemplos.
Descripción detallada de la invención.
Materia Prima.
Para llevar a cabo la invención se puede utilizar cualquier materia prima que contenga EPA o DHA, preferentemente de origen marino. Materia prima adecuada para los propósitos de la presente invención comprende aceites de animales marinos tales como sardina, anchoveta, jurel, caballa, atún, bacalao, salmón, krill, moluscos y mezclas de tales aceites, aceites de los subproductos del faenamiento de animales marinos tales como las visceras de animales marinos, y también aceites de microalgas como por ejemplo Nannochloropsis sp y de plancton. En la presente invención el término aceite incluye también grasas o ceras que contengan EPA o DHA y sus derivados, como glicéridos y ácidos grasos.
Si bien, se prefiere la utilización de una materia prima con número de Totox menor a 30, el proceso de la presente invención puede utilizar materias primas con un número de Totox mayor como se muestra en los ejemplos.
Para llevar a cabo el proceso de la presente invención, aceite marino crudo o refinado es primeramente sometido a un proceso de saponificación para hidrolizar con un álcali los glicéridos u otros esteres de ácidos grasos presentes en aceite marino crudo o refinado para obtener una mezcla saponificada que comprende las sales alcalinas de los compuestos saponificables del aceite marino crudo o refinado y materia no saponificable. Para ello se contacta aceite marino crudo o refinado con agua y uno o más álcalis apropiados, y en forma opcional con uno o más solventes tales como alcoholes e hidrocarburos o con uno o más antioxidantes apropiados. Álcalis apropiados para la saponificación comprenden hidróxidos de sodio, potasio, litio, magnesio y mezclas de dichos hidróxidos. La cantidad de álcali puede variar entre 5 a 40 g de álcali por cada 100 g de aceite marino crudo o refinado, aunque la razón preferida de álcali a aceite marino crudo o refinado es aproximadamente 15 gramos de álcali por cada 100 g de aceite marino crudo o refinado. La cantidad de agua utilizada puede variar entre 10 y 500 g de agua por cada 100 g de aceite marino crudo o refinado, aunque la razón preferida de agua a aceite marino crudo o refinado es entre 50 y 200 g de agua por cada 100 g de aceite marino crudo o refinado. Cuando se utiliza alcoholes tales como etanol, la cantidad de alcohol puede variar entre 10 y 500 g de alcohol por cada 100 g de aceite marino crudo o refinado, aunque Ia razón preferida de alcohol a aceite marino crudo o refinado es entre 50 y 200 g de alcohol por cada 100 g de aceite marino crudo o refinado. Cuando se utilizan hidrocarburos tales como hexano u otro solvente, la cantidad de solvente puede variar entre 10 y 500 g de solvente por cada 100 g de aceite marino crudo o refinado, preferentemente entre 50 y 200 g de solvente por cada 100 g de aceite marino crudo o refinado. Cuando se utilizan antioxidantes apropiados, como por ejemplo BHT, tocoferoles o ácido ascórbico y sus derivados, la cantidad utilizada de antioxidante es preferentemente no mayor a 1 g por cada 100 g de aceite marino crudo o refinado. El contacto entre aceite marino crudo o refinado, agua, uno o más álcalis y opcionalmente uno o más solventes, se puede llevar a cabo, ya sea en forma continua o por lotes en un reactor agitado a temperaturas entre 10 y 1000C, preferentemente a temperaturas entre 40 y 85°C y a presiones entre 0,1 y 5 bar, preferentemente a presión atmosférica. Esta etapa del proceso es una etapa de saponificación ya que conduce la formación de sales alcalinas de los ácidos grasos de los esteres y ácidos grasos hidrolizados del aceite marino crudo o refinado.
El tiempo de reacción hasta obtener una mezcla que comprende aceite marino crudo o refinado saponificado en el caso de operación por lote o, el tiempo de residencia en caso de operación continua puede variar entre 10 y 400 minutos, preferentemente entre 30 y 120 minutos.
La mezcla que comprende aceite marino saponificado se contacta con uno o más solventes orgánicos hasta formar una fase de extracto que comprende solvente orgánico y materia disuelta en dicha fase y una fase de refinado inmiscible con la fase de extracto que comprende las sales alcalinas de los ácidos grasos. A continuación dichas fases se separan ya sea mediante decantación o mediante centrifugación. El contacto entre la mezcla que comprende aceite marino crudo o refinado saponificado y los solventes orgánicos se puede llevar a cabo ya sea por lote o en forma continua a temperaturas entre 10 y 1000C, preferentemente entre 20 y 8O0C y a presiones entre 0,1 y 5 bar, preferentemente a presión atmosférica. Solventes o mezclas de solventes orgánicos apropiados para la extracción se puede elegir del grupo que consiste en éter de petróleo, pentano, hexano, heptano, octano, ciclohexano, metilciclohexano, acetona, tolueno, xilenos, metilxilenos, etil benceno, diclorometano, cloroformo, tetracloruro de carbono, dicloroetano, tricloroetano, percloroetileno, dimetilsulfóxido y tetrahidrofurano. No obstante, solventes preferentes comprenden hidrocarburos alifáticos como éter de petróleo, pentano, hexano, heptano, octano o mezclas de estos solventes. La razón del solvente o solventes en relación a la mezcla que comprende aceite marino saponificado puede variar entre 50 y 1000 g por cada 100 g de mezcla, preferentemente entre 100 y 500 g por cada 100 g de mezcla. Una vez separada la fase de refinado de la fase de extracto, si se desea, la fase de refinado se puede volver a contactar con uno o más de los solventes y en las condiciones reveladas para formar una segunda fase de refinado y segunda fase de extracto. La producción de adicionales fases de extracto y fases de refinado por el proceso descrito se puede repetir si se desea. En la etapa denominada de acidulación, la fase de refinado se mezcla con una solución de un ácido tal como ácido sulfúrico, ácido clorhídrico, ácido fosfórico, ácido acético, ácido tricloroacético o ácido carbónico, hasta formar una fase acuosa y una fase no acuosa que comprende ácidos grasos. La cantidad de ácido utilizada en la etapa de acidulación puede ser hasta 1,5 veces la cantidad estequiométrica de álcali utilizada en la etapa de saponificación, preferentemente 1,05 veces la cantidad estequiométrica de álcali requerida para la neutralización total de la fase de refinado. La cantidad de ácido requerida para acidular la fase de refinado se puede determinar midiendo la alcalinidad total de la fase de refinado. El mezclado de la fase de refinado y la solución de ácido se puede llevar a cabo por lotes o en forma continua en un reactor agitado a temperaturas entre 10 y 1000C, preferentemente entre 20 y 6O0C, a presiones entre 0,1 y 5 bar, preferentemente a presión atmosférica y con un tiempo de reacción o tiempo de residencia, en caso de operación continua, que puede variar entre 1 y 120 minutos, preferentemente entre 5 y 60 minutos. En forma opcional, la mezcla puede comprender también un antioxidante o mezcla de antioxidantes como por ejemplo BHT, tocoferoles o ácido ascórbico y sus derivados. A continuación la fase no acuosa se separa de la fase acuosa por decantación o centrifugación. La fase no acuosa separada se lava con una mezcla de lavado que comprende agua, alcohol monohídrico, acetona o sus mezclas, o una solución acuosa de sulfato de sodio o de cloruro de sodio, a temperaturas entre 10 y 1000C, preferentemente entre 20 y 6O0C y a presiones entre 0,1 y 5 bar, preferentemente atmosférica. La fase no acuosa lavada opcionaimente se puede filtrar para eliminar sólidos insolubles. El término fase no acuosa a continuación designa tanto a la fase no acuosa lavada como la fase no acuosa lavada y filtrada, obtenidas después de la etapa de acidulación como más arriba se ha descrito.
Cualquiera de las fases no acuosas se puede opcionaimente desolventizar en forma parcial o total mediante evaporación del solvente, preferentemente a presión reducida y temperaturas inferiores a 15O0C obteniéndose lo que a continuación se refiere como una fase no acuosa parcial o totalmente desolventizada.
Opcionaimente, cualquiera de las fases no acuosa o no acuosa parcial o totalmente desolventizada se puede someter a una etapa de cristalización. Para ello, la fase que se cristaliza se mezcla con un solvente o mezcla de solventes elegidos del grupo que consiste en éter de petróleo, pentano, hexano, heptano, octano, ciclohexano, metilciclohexano, tolueno, xilenos, metilxilenos, etil benceno, diclorometano, cloroformo, tetracloruro de carbono, dicloroetano, tricloroetano, percloroetileno, dimetilsulfóxido, dimetilformamida y tetrahidrofurano, metanol, etanol, acetona, metil etil cetona, diacetona alcohol o sus mezclas. Solventes preferidos para esta etapa son hexano, etanol, acetona o sus mezclas. La cantidad de solvente a utilizar en esta etapa puede variar entre 50 y 1000 g por cada 100 g de la fase que se cristaliza, preferentemente entre 100 y 500 g por cada 100 g de fase que se cristaliza . A continuación la mezcla formada se enfría hasta una temperatura entre 0 y -5O0C, preferentemente entre -20 y -4O0C hasta la formación de una fase sólida cristalizada y una fase líquida. La operación de cristalización puede llevarse a cabo mediante lotes o de forma continua y preferentemente a presión atmosférica. La fase sólida cristalizada y la fase líquida luego son separadas por filtración o centrifugación, preferentemente a la misma temperatura final de la cristalización. A continuación se remueve, parcial o totalmente los solventes de la fase líquida mediante evaporación del solvente, para obtener lo que a continuación se refiere como una primera fase parcial o totalmente desolventizada producida en la etapa de cristalización, que comprende EPA y DHA en una concentración relativa superior a la del aceite marino crudo o refinado.
Opcionalmente, cualquiera de las fases no acuosa, o cualquiera de las fases no acuosa parcial o totalmente desolventizada o Ia primera fase parcial o totalmente desolventizada producida en la etapa de cristalización se puede someter a una etapa de tratamiento con urea u otro compuesto formador de complejos o aductos con ácidos grasos o sus derivados mediante los métodos de formación de complejos o aductos con urea para el fraccionamiento de ácidos grasos de aceites vegetales y animales. Para ello se forma una disolución a temperatura entre 50 y 1000C donde la disolución comprende entre 5 y 40 g de la fase que se somete al tratamiento por cada 100 g de una solución del compuesto formador de complejos o aductos en un solvente orgánico, preferentemente urea en etanol, que contiene, a la temperatura de la disolución, aproximadamente 30 g de urea por cada 100 g de etanol. Luego la disolución es enfriada a la temperatura ambiente o menor formándose una fase sólida conteniendo complejos o aductos y una fase líquida libre de sólidos. Los complejos o aductos y la fase líquida libre de sólidos se separan mediante técnicas conocidas como filtración o centrifugación, y la fase líquida libre de sólidos se lava con agua o una solución acida hasta extraer el compuesto formador de complejos o aductos remanente disuelto en dicha fase. A continuación se remueve parcial o totalmente los solventes de la fase líquida libre de sólidos, para obtener lo que a continuación se refiere como una segunda fase parcial o totalmente desolventizada producida en la etapa de formación de complejos, que comprende EPA y DHA en una concentración relativa superior a la de la materia prima.
A continuación, cualquiera de las fases no acuosa o cualquiera de las fases no acuosa parcial o totalmente desolventizada o la primera fase parcial o totalmente desolventizada producida en la etapa de cristalización o la segunda fase parcial o totalmente desolventizada producida en la etapa de formación de complejos se someten a una etapa de esterificación. Para ello la fase se mezcla con un alcohol monohídrico como metanol o etanol o con un alcohol polihídrico como glicerol en una relación que puede ser hasta 500 g de alcohol por cada 100 g de fase, preferentemente entre 20 y 200 g de alcohol por cada 100 g de fase y con un catalizador que comprende ácido sulfúrico, ácido p-toluensulfónico, metanosulfónico, etanosulfónico o con una resina como amberlita, en una relación de 0,05 a 10 g de catalizador por cada 100 g de fase. La etapa de esterificación se puede llevar a cabo por lotes o en forma continua en un reactor agitado, a una temperatura entre 10 y 1500C, preferentemente entre 30 y 8O0C y a la presión entre 0,1 y 5 bar, preferentemente a la presión atmosférica. El tiempo de esterificación en el caso de operación por lote o el tiempo de residencia en caso de operación continua puede variar entre 30 y 600 minutos, preferentemente entre 60 y 240 minutos. Al término de la operación de esterificación, se obtiene una mezcla esterificada que comprende esteres de ácidos grasos. El catalizador utilizado se retira de la mezcla esterificada mediante procesos conocidos en el estado del arte, como filtración, neutralización y lavados con soluciones acuosas, para formar una mezcla esterificada libre de catalizador. La mezcla esterificada libre de catalizador se desolventiza mediante evaporación, preferentemente a presión reducida y temperaturas inferiores a 1500C, para obtener una mezcla de esteres de ácidos grasos desolventizada.
Posteriormente, la mezcla de esteres de ácidos grasos desolventizada se somete a una etapa de destilación en una columna de destilación de senda corta para obtener un destilado y un residuo. A continuación, el destilado o el residuo pueden someterse a una nueva etapa de destilación para obtener un segundo destilado y un segundo residuo. El proceso se puede repetir hasta obtener un destilado o un residuo como producto final que contiene la concentración deseada de esteres de EPA y DHA o concentrado de EPA y DHA. Las destilaciones se llevan a cabo a una temperatura menor de 1800C, preferentemente menor a 1500C y una presión menor a 1 mbar, preferentemente menor a 0,1 mbar. De este modo se logra obtener concentrados de esteres de EPA y DHA con un contenido entre ambos esteres entre 40 a 95 % en peso del concentrado.
El concentrado de EPA y DHA o cualquiera de las corrientes de esteres se puede someter a una o más etapas de refinación adicionales entre las que se incluyen: fraccionamiento mediante enfriamiento a una temperatura inferior a - 5°C y separación por filtración o centrifugación de los sólidos; desodorización en columnas de relleno o platos, a presión reducida, temperaturas menores a 2000C, preferentemente menores a 1500C utilizando como medio de desodorización nitrógeno o vapor; adsorción mediante el uso de tierras de infusorios, carbón activo, zeolitas, tamiz molecular entre otros.
Asimismo, en forma opcional, si se desea el concentrado de EPA y DHA se puede transesterificar con glicerina para formar glicéridos concentrados de EPA y DHA, mediante procesos conocidos en el estado del arte para obtener un nuevo producto final de glicerol esteres de EPA y DHA.
Al concentrado de EPA y DHA se puede adicionar uno o mas antioxidantes apropiados, tales como tocoferol, esteres de tocoferol, ácido ascórbico y sus derivados, extracto de romero, extracto de boldo, boldina, entre otros. Preferentemente, la adición de antioxidante es menor a 1 % en peso, más preferentemente menor a 0,5%.
Mediante el proceso divulgado se obtienen concentrados de EPA y DHA con características superiores, ya que eliminan o reducen significativamente los efectos secundarios indeseables del consumo de derivados de aceites de pescado, tales como reflujo, irritación estomacal, irritación de la piel, meteorismo, entre otros. Adicionalmente, y en forma sorprendente, los concentrados de EPA y DHA de la presente invención no presentan reversión organoléptica a aceites marinos, lo que permite su uso directo como ingrediente alimenticio o farmacéutico, sin el requerimiento de uso de enmascaradores de sabor y olor, encapsulaciones, microencapsulaciones, entre otros. Más aún, el proceso divulgado reduce significativamente el contenido de Contaminantes Orgánicos Persistentes y metales pesados, bajo los niveles máximos permitidos internacionalmente. Además, el proceso divulgado no solo no genera ácidos grasos trans sino en forma sorprendemente e inesperada, puede inclusive reducir significativamente el contenido de ácidos grasos trans cuando están presentes en la materia prima.
El proceso de la presente invención también puede ser utilizado para reducir o eliminar el contenido de Contaminantes Orgánicos Persistentes y metales pesados de otros aceites, tales como aceites vegetales.
Descripción de la Figura.
Con referencia a la Figura 1, aceite de pescado crudo se alimenta vía línea (1) a un reactor de saponificación (4) al que también concurre vía línea (2) una corriente de solución de hidróxido de sodio en una relación igual al índice de saponificación del aceite o en exceso hasta un 20% y concurre vía línea (3) una corriente de etanol acuoso al 50%. El reactor (4) opera a una temperatura entre 40 y 85°C bajo agitación, a una presión de entre 1 a 2 bar y con un tiempo de residencia de 45 minutos, para generar una mezcla saponificada. Dicha mezcla saponificada se alimenta vía línea (7) a una columna de extracción en contra corriente (8) que opera en un rango de presión de 2 y 5 bar, y a una temperatura entre 20 y 6O0C. Por línea (9) se alimenta a la columna de extracción (8) una mezcla de hidrocarburos alifáticos de rango de ebullición de entre 60 y 800C para recuperar vía línea (10) una fase de extracto que comprende una mezcla de hidrocarburos alifáticos y materia extraída en dicha fase y vía línea (11), una fase de refinado que comprende sales alcalinas de los ácidos grasos. Vía línea (11) se alimenta la fase de refinado a un reactor de acidulación (12) al que también concurre vía línea (13) una corriente de ácido clorhídrico en una relación igual a la alcalinidad total de la fase de refinado o en un exceso de hasta 10%. El reactor (12) opera a una temperatura entre 20 y 7O0C bajo agitación, a una presión de 1 a 2 bar y con un tiempo de residencia de hasta 30 minutos, para generar una mezcla acidulada. La mezcla acidulada se alimenta al decantador (15) vía línea (14) para separar la fase no acuosa de la fase acuosa de la acidulación. El decantador (15) opera una temperatura entre 20 y 7O0C, a una presión entre 1 y 2 bar y con un tiempo de residencia de ente 5 y 60 minutos. La fase acuosa se retira vía línea (16) para su tratamiento posterior, tendiente a recuperar solventes y glicerina. Vía línea (17) se alimenta la fase no acuosa separada de la acidulación en el decantador (15) a un reactor de lavado (18) donde se contacta bajo agitación, a una temperatura entre 20 y 7O0C, a una presión de 1 y 2 bar y con un tiempo de residencia de ente 1 y 30 minutos, con la corriente (19) que comprende una solución de etanol al 50% en agua, para generar una mezcla de lavado. La mezcla de lavado del reactor (18) se alimenta a un decantador (21) vía línea (20) para separar la fase liviana de la fase pesada de la mezcla de lavado. El decantador (21) opera a una temperatura entre 20 y 7O0C, a una presión entre 1 y 2 bar y con un tiempo de residencia de ente 5 y 60 minutos. La fase pesada se retira vía línea (22) para su tratamiento posterior, tendiente a recuperar solventes o recircular total o parcialmente al reactor de lavado (18). Vía línea (23), la fase liviana separada en el decantador (21) se alimenta a un reactor de esterifícación (24) al que también concurre vía línea (25) una corriente de solución acido p- toluensulfónico disuelto en etanol. El reactor (24) opera a una temperatura entre 40 y 850C bajo agitación, a una presión de entre 0,5 a 2 bar y con un tiempo de residencia de 180 minutos, para generar una mezcla esterificada. La mezcla esterificada se alimenta vía línea (26) al reactor de lavado y neutralización (27) donde se contacta bajo agitación, a una temperatura entre 20 y 700C, a una presión de 1 y 2 bar y con un tiempo de residencia de ente 1 y 30 minutos, con la corriente (28) que comprende una solución de carbonato de sodio al 5% en agua, para generar una mezcla de lavado neutralizada. La mezcla de lavado neutralizada del reactor de lavado (27) se alimenta a un decantador (31) vía línea (30) para separar una mezcla de esteres de ácidos grasos y una fase acuosa. El decantador (31) opera una temperatura entre 20 y 700C, a una presión entre 1 y 2 bar y con un tiempo de residencia de entre 5 y 60 minutos. La fase acuosa se retira vía línea (32) para su tratamiento posterior, tendiente a recuperar solventes. Vía línea (33), la mezcla de esteres de ácidos grasos separada en el decantador (31) se alimenta a un evaporador de película descendente (34) que opera a una temperatura entre 50 y 18O0C, a una presión entre 1 y 100 mbar y con un tiempo de residencia no mayor a 30 minutos, para obtener una corriente de destilado y una corriente de esteres de ácidos grasos desolventizada. Vía línea (35) la corriente de destilado se bombea a un estanque de almacenamiento no mostrado. Los esteres de ácidos grasos desolventizados se alimentan vía línea (36) a un evaporador de senda corta (37) que opera a una temperatura entre 50 y 18O0C, a una presión entre 0,001 y 1 mbar. Vía línea (38) se retira el destilado del evaporador de senda corta (37) y vía línea (39) se retira el residuo de la destilación del evaporador de senda corta (37), que se alimenta a un evaporador de senda corta (40). El evaporador de senda corta (40) opera a una temperatura entre 50 y 18O0C, a una presión entre 0,001 y 1 mbar. Vía línea (41) se retira el residuo de la destilación del evaporador de senda corta (40) y vía línea (42) se retira el destilado del evaporador de senda corta (40) que comprende una mezcla concentrada de esteres de EPA y DHA organolépticamente neutra y estable, que no presenta reversión a olores y sabores típicos de aceite de pescado, libre de efectos secundarios, con nivel de contaminantes orgánicos persistente y metales pesados que cumple con las normas regulatorias internacionales.
Ejemplos.
Los ejemplos a continuación ilustran algunas formas de llevar a cabo la presente invención como asimismo las características sobresalientes del producto del proceso de la invención:
Ejemplo Comparativo 1 (EP 0 409 903).
En un matraz erlenmeyer de 2000 mi se cargaron 300 g de aceite de salmón (muestra Ml) cuyas características se muestran en la tabla 2. Se agregaron 150 g de etanol y 150 g de solución de hidróxido de sodio en agua destilada al 28%. Luego, con agitación y con atmósfera de nitrógeno, se llevó a reflujo por 1 hora alcanzándose la saponificación total del aceite de salmón.
Inmediatamente a continuación se adicionaron 160 g de solución acuosa de ácido clorhídrico al 26% y se agitó la mezcla vigorosamente por 5 minutos. Luego se adicionaron 450 mi de éter de petróleo y se agitó nuevamente. La mezcla se descargó en un embudo de decantación de 2000 mi y se dejó decantar. Se separó la fase decantada superior y la fase acuosa se extrajo dos veces más con 450 mi de éter de petróleo. Los extractos de éter de petróleo se colectaron en un embudo de 2000 mi y se lavaron con agua hasta pH neutro. El extracto lavado se evaporó en un rotavapor hasta 10 mbar y 6O0C. Posteriormente, las trazas de éter de petróleo se eliminaron alimentando el residuo de la etapa de evaporación en el rotavapor a un destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 1250 ml/h, temperatura de chaqueta de 900C, temperatura de condensador a - 4°C, velocidad de los rodillos de 350 rpm y presión de 4 mbar. Se obtuvo una mezcla de ácidos grasos de aceite de salmón con un 30,1% de ácidos grasos de cadena larga ω-3 (muestra M2).
La mezcla de ácidos grasos de salmón se alimentó a un destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 100 ml/h, temperatura de chaqueta de 65°C, temperatura de condensador a 40C, velocidad de los rodillos de 350 rpm, presión de 0,005 mbar mediante el uso de bomba de difusión y se obtuvo un primer destilado y un primer residuo. El primer residuo se sometió a una segunda etapa de destilación de senda corta, a una temperatura de 850C para obtener un segundo destilado y un segundo residuo. El segundo destilado presentó un 52,2% de ácidos grasos ω-3 de cadena larga (muestra M3).
En la tabla 2 se observan los resultados de los análisis de las muestras del ejemplo comparativo 1.
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Ejemplo Comparativo 2 OJS 5.130.0611
En un matraz erlenmeyer de 2000 mi se cargaron 300 g de aceite de salmón utilizado en el ejemplo comparativo 1. Seguidamente se agregaron 200 g de una solución de ácido sulfúrico al 5% en etanol absoluto. La mezcla se llevó a reflujo con agitación y se mantuvo por 8 horas con purga de nitrógeno. El etanol en exceso se removió por destilación a presión reducida mientras se enfriaba a temperatura ambiente la mezcla de reacción.
El residuo resultante de la etapa de destilación se diluyó con 400 mi de hexano y se lavó con 500 mi de agua. La mezcla heterogénea se agitó vigorosamente. Se separó la fase acuosa de la fase hexánica en un embudo de decantación y se lavó la fase hexánica con agua reiteradamente, hasta que el pH de la fase acuosa resultó neutro. El extracto hexánico lavado se purificó haciéndolo pasar por una columna rellena con sílica gel. Posteriormente, el extracto hexánico purificado se evaporó en un rotavapor hasta 10 mbar y 600C. Las trazas de solvente se eliminaron alimentando el residuo de la etapa de evaporación en el rotavapor a un destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 1250 ml/h, temperatura de chaqueta de 900C, temperatura de condensador a - 40C, velocidad de los rodillos de 350 rpm y presión de 4 mbar. Se obtuvo una mezcla de esteres etílicos con un 27,9% de ácidos grasos ω- 3 de cadena larga (muestra M4).
La mezcla de esteres etílicos se alimentó a un destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 100 ml/h, temperatura de chaqueta de 650C, temperatura de condensador a 4°C, velocidad de los rodillos de 350 rpm, presión de 0,005 mbar mediante el uso de bomba de difusión y se obtuvo un primer destilado y un primer residuo. El primer residuo se sometió a una segunda etapa de destilación de senda corta, a una temperatura de 85°C para obtener un segundo destilado y un segundo residuo. El segundo destilado presentó un 51,6% de ácidos grasos ω-3 de cadena larga (muestra M5).
En la tabla 3 se observan los resultados de los análisis de las muestras del ejemplo comparativo 2.
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Ejemplo 1.
En un matraz erlenmeyer de 2000 mi se cargan 300 g de aceite de salmón del ejemplo comparativo 1, 150 g de etanol y 150 g de solución de hidróxido de sodio en agua destilada al 28%. Luego, con agitación y con atmósfera de nitrógeno, se llevó a reflujo por 1 hora alcanzándose la saponificación total del aceite de salmón.
La mezcla resultante de la saponificación se descargó en un embudo de decantación de 3000 mi. Seguidamente, se agregaron al embudo 150 g de etanol, 150 g de agua destilada y 900 g de hexano. La mezcla resultante se agitó vigorosamente y se dejó decantar. Se separó la fase hexánica superior y la fase acuosa se extrajo tres veces más con 700 mi hexano. Los extractos de hexano se desolventizaron en rotavapor a presión reducida. La fase acuosa extraída se aciduló mediante la adición de 200 g de una solución acuosa de ácido clorhídrico al 20%. El orgánico resultante se lavó con porciones de solución acuosa de etanol al 50% hasta pH 4-5 y luego se evaporó en un rotavapor hasta 10 mbar y 600C. Se obtuvo una mezcla de ácidos grasos de salmón con un 29,6% de ácidos grasos de cadena larga ω-3 (muestra M6).
Los ácidos grasos de salmón se mezclaron con 100 g de una solución de ácido sulfúrico al 1,0% en etanol anhidro y se reflujo por 2 horas. El fin de la reacción, que se determinó por titulación, se estableció cuando el número de ácido de la mezcla reaccionante no disminuyó más. La mezcla reaccionada se neutralizó con 40 g de una solución de carbonato de sodio al 10% en agua destilada seguida de lavados con porciones de 40 g de agua destilada. Posteriormente, la mezcla se evaporó en un rotavapor hasta 10 mbar y 6O0C. Las trazas de solvente se eliminaron alimentando el residuo de la etapa de evaporación en el rotavapor a un destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 1250 ml/h, temperatura de chaqueta de 900C, temperatura de condensador a - 4°C, velocidad de los rodillos de 350 rpm y presión de 4 mbar. Se obtuvo una mezcla de esteres etílicos con un 30,9% de ácidos grasos ω-3 de cadena larga (muestra M7).
La mezcla de esteres etílicos se alimentó a una destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 100 ml/h, temperatura de chaqueta de 650C, temperatura de condensador 4°C, velocidad de los rodillos de 350 rpm, presión de 0,005 mbar mediante el uso de bomba de difusión y se obtuvo un primer destilado y un primer residuo. El primer residuo se sometió a una segunda etapa de destilación de senda corta, a una temperatura de 850C para obtener un segundo destilado y un segundo residuo. El segundo destilado presentó un 52,3% de ácidos grasos ω-3 de cadena larga (muestra M8).
En la tabla 4 se observan los resultados de los análisis de las muestras del ejemplo 1 de la presente invención. Como se observa en los ejemplos anteriores, solo el proceso de la presente invención logró obtener un concentrado de EPA y DHA dentro de especificaciones de acuerdo con la normativa propuesta internacionalmente.
Tabla 4: Resultado del ejemplo 1 con Aceite de Salmón
Figure imgf000024_0001
Ejemplo 2.
Se repitió el ensayo del ejemplo 1 utilizando como materia prima aceite de sardinas con un número de Totox de 45. Los resultados del ejemplo se muestran en la tabla 5:
Tabla 5: Resultado del ejemplo 2 con Aceite de Sardinas
Figure imgf000025_0001
Ejemplo 3.
Se repitió el ensayo del ejemplo 1 utilizando como materia prima aceite de jurel con un número de Totox de 33. Los resultados del ejemplo se muestran en la tabla 6:
Tabla 6: Resultado del ejemplo 3 con Aceite de Jurel
Figure imgf000026_0001
Ejemplo 4.
En un reactor de acero inoxidable de 200 litros, provisto de agitación central, impeler de turbina y baffles, chaqueta de vapor y agua de enfriamiento, con condensador de acero inoxidable, se cargó 15 kg de etanol, 15 kg de una solución acuosa de hidróxido de sodio al 18,7 % y 15 kg de aceite de sardinas (muestra MlO) cuyas características se muestran en la tabla 7. La mezcla se calentó hasta 550C por una hora y luego se enfrío hasta 45 0C. Se adicionaron seguidamente 45 kg de hexano y se agitó por diez minutos. La mezcla se decantó por 15 minutos y se separó la fase orgánica de la fase acuosa. La fase acuosa se extrajo dos veces más mediante el mismo procedimiento. Los extractos hexánicos se colectaron y desolventizaron a presión reducida generando un residuo hexánico. La fase acuosa o fase de refinado, se aciduló a una temperatura de 25°C con 28 kg de una solución de ácido clorhídrico al 10% y 5 minutos de agitación. La mezcla acidulada se dejó decantar por 15 minutos, para luego separar la fase acuosa. La fase orgánica se lavó con 10 kg de una solución acuosa de etanol al 50% hasta pH 5. La fase orgánica lavada se filtró para separar residuos sólidos suspendidos. La fase orgánica, lavada y filtrada se diluyó con hexano hasta un 20% en peso y se transfirió a un segundo reactor de 150 litros, provisto de agitación mecánica, agitador tipo ancla y chaqueta de fluido de refrigeración, donde se enfrió hasta -25°C. La mezcla fría a - 250C se filtró en un filtro de mangas utilizando malla de poliéster de 10 mieras como medio de filtración. El filtrado de la etapa de filtración se cargó nuevamente al reactor de 200 litros y se calentó hasta 55°C y una presión de 200 mbar. La mezcla de ácidos grasos desolventizados se contactó con una solución de 20 kg de urea disueltos en 55 kg de etanol a 800C. Se agitó la mezcla para formar el complejo con urea y luego se enfrió hasta 150C. Los sólidos precipitados se separaron por filtración y se obtuvo un filtrado libre de sólidos. El filtrado libre de sólidos se enfrió hasta I0C y se filtró nuevamente para obtener un segundo filtrado libre de sólidos. El segundo filtrado se mezcló con 3 kg de ácido clorhídrico disueltos en 50 kg de agua y 20 kg de hexano, se agitó y se dejó decantar. Se separó la fase acuosa acida y la fase orgánica se lavó con 5 kg de agua hasta pH neutro. La fase orgánica se desolventizó hasta 80 0C y 50mbar. Se obtuvieron 2,3 kg de una mezcla de ácidos grasos, con una concentración de ácidos grasos ω-3 de 77,2% (muestra M-I l).
A continuación se cargaron 40 g de ácido sulfúrico disueltos en 10 kg de etanol y se calentó controlando la temperatura del reactor por destilación hasta alcanzar los 800C. Posteriormente, se enfrió el reactor hasta 4O0C y se diluyó con 10 kg de hexano. A la dilución se adicionó 70 g de carbonato de sodio disueltos en 5 kg de agua, y se agitó por 10 minutos. Se separó la fase acuosa. La fase orgánica se lavó con 5 kg de agua para luego desolventizar hasta 8O0C y 50 mbar. Se obtuvieron 2,5 kg de una mezcla de esteres etílicos de ácidos grasos con una concentración de ácidos grasos ω-3 de 70,9% (muestra M- 12). Las trazas de solvente de los esteres etílicos se eliminaron alimentando la mezcla a un destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 1250 ml/h, temperatura de chaqueta de 800C, temperatura de condensador a - 50C, velocidad de los rodillos de 350 rpm y presión de 4 mbar. La mezcla de esteres etílicos de Ia destilación anterior se alimentó a un destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 90 ml/h, temperatura de chaqueta de 85°C, temperatura de condensador a 4°C, velocidad de los rodillos de 350 rpm, presión de 0,005 mbar mediante el uso de bomba de difusión y se obtuvo un primer destilado y un primer residuo.
El primer residuo se mezcló con Tonsil en una relación al 1% a 70 0C y a presión reducida por 30 minutos y se filtró para obtener un filtrado refinado que se sometió a una segunda etapa de destilación de senda corta, a una temperatura de 98°C y se obtuvo un segundo destilado y un segundo residuo. El segundo destilado presentó un 86,2% de ácidos grasos ω-3 de cadena larga. El segundo destilado se enfrió hasta -250C por 12 horas y luego se filtró. El filtrado resultante se alimentó a una columna de desodorización, a una temperatura de 1000C y se utilizó nitrógeno a 1300C como medio de desodorización a una presión de 15 mbar. Se obtuvo un concentrado de esteres etílicos de ácidos grasos ω-3 de cadena larga desodorizado (muestra Ml 3) a la que finalmente se le adicionó una mezcla de esteres de tocoferol, palmitato de ascorbilo y extracto de romero en una concentración total de 2550 ppm.
En la tabla 7 se observan los resultados de los análisis de las muestras del ejemplo 4 de la presente invención:
Figure imgf000028_0001
Figure imgf000029_0001
Ejemplo 5.
En un reactor de acero inoxidable de 200 litros, provisto de agitación central, impeler de turbina y bafϊles, chaqueta de vapor y agua de enfriamiento, con condensador de acero inoxidable, se cargó 15 kg de etanol, 15 kg de una solución acuosa de hidróxido de sodio al 17,4 % y 15 kg de aceite de jurel del ejemplo 3 y cuyas características se reproducen en la tabla 8. La mezcla se calentó hasta 75°C por una hora y luego se enfrío hasta 45 0C. Se adicionaron seguidamente 45 kg de hexano y se agitó por diez minutos. La mezcla se decantó por 15 minutos y se separó la fase orgánica de la fase acuosa. La fase acuosa se extrajo dos veces más mediante el mismo procedimiento. La fase acuosa o fase de refinado, se aciduló a una temperatura de 25°C con 26 kg de una solución de ácido clorhídrico al 10% y 5 minutos de agitación. La mezcla acidulada se dejó decantar por 15 minutos, para luego separar la fase acuosa. La fase orgánica se lavó con 10 kg de una solución acuosa de etanol al 50% hasta pH 5. La fase orgánica lavada se mezcló con 100 g de ácido sulfúrico disueltos en 10 kg de etanol y se calentó y se controló la temperatura del reactor destilando, una mezcla de solventes hasta alcanzar los 8O0C. Posteriormente, se enfrió el reactor hasta 400C, se adicionó 350 g de carbonato de sodio disueltas en 5 kg de agua y se agitó por 10 minutos. Se separó la fase acuosa. La fase orgánica se lavó con 5 kg de agua para luego desolventizar hasta 8O0C y 50 mbar. Se obtuvieron 14,6 kg de una mezcla de esteres etílicos de ácidos grasos con una concentración de ácidos grasos ω-3 de 24,7% (muestra M-14).
Las trazas de solvente de los esteres etílicos se eliminaron alimentando la mezcla a un destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 1250 ml/h, temperatura de chaqueta de 8O0C, temperatura de condensador a - 5°C, velocidad de los rodillos de 350 rpm y presión de 4 mbar. La mezcla de esteres etílicos de la destilación anterior se alimentó a una destilador de senda corta modelo KDL5 UIC, a un flujo de 90 ml/h, temperatura de chaqueta de 850C, temperatura de condensador a 4°C, velocidad de los rodillos de 350 rpm, presión de 0,005 mbar mediante el uso de bomba de difusión y se obtuvo un primer destilado y un primer residuo. Posteriormente, el primer residuo se sometió a una segunda etapa de destilación de senda corta, a una temperatura de 960C y se obtuvo un segundo destilado y un segundo residuo. El segundo destilado presentó un 51,2% de ácidos grasos ω-3 de cadena larga (Muestra M 15). Finalmente, se le adicionó 2000 ppm de acetato de tocoferol (Grindox Toco 70, Danisco).
En la tabla 8 se observan los resultados de los análisis de las muestras del ejemplo 5 de la presente invención:
Tabla 8: Resultado del ejemplo 5
Figure imgf000030_0001
Ejemplo 6.
Para el estudio de la formación de isómeros trans de ácidos grasos ω -3 de aceites marinos, se evaluó la isomería cis/trans de EPA del ejemplo 2 y 3.
Se tomó 1 g del segundo destilado del ejemplo 2 y se saponificó con una solución de hidróxido de potasio en metanol acuoso a 1O0C por 24 horas. Seguidamente se aciduló la mezcla saponificada a 10 0C con una solución diluida de ácido clorhídrico al 1%. La mezcla acidulada se extrajo con éter de petróleo tres veces. Se colectó los extractos de éter de petróleo, lavó con una solución acuosa de metanol al 20% y el extracto lavado se desolventizó en un rotavapor hasta 20 0C y 5 mbar. El residuo se metilo mediante el uso de Trifloruro de Boro. Se obtuvo 870 mg de esteres metílicos de ácidos grasos ω-3 de cadena larga. En forma similar se preparó una muestra de esteres metílicos de ácidos grasos ω-3 de cadena larga del segundo destilado del ejemplo 3.
De igual modo, se tomó aceite de sardinas del ejemplo 2 y aceite de jurel del ejemplo 3 y se prepararon sus respectivos esteres metílicos de ácidos grasos mediante el proceso descrito.
Se inyectó un estándar de éster metílico de ácido todo cis (5,8,11,14,17) eicosapentaenoico en un cromatógrafo de gases serie 7890A con detector selectivo de masas 5975Cinert, marca
Agilent Technologies, utilizando una columna SP 2560 de 100 metros, diámetro interior 0,25 mm y espesor de película 0,20 um. El programa cromatográfico fue: temperatura inicial
14O0C por 5 minutos; rampla de temperatura de 2°C/min hasta 2400C; temperatura 24O0C por
30 minuto. Temperatura inyector, 25O0C; temperatura detector, 250 0C. Se utilizó helio extra puro como carrier. Los espectros de masas del estándar se almacenaron en la librería de datos.
Seguidamente se inyectaron las muestras de los esteres metílicos preparadas a partir de las muestras del segundo destilado de los ejemplos 2 y 3 y, de los esteres metílicos obtenidos a partir de los aceites originales de los ejemplos 2 y 3. Mediante el uso del software Chemstation se obtuvo un "Match Quality" de 99% para cada uno de la muestras metiladas. Adicionalmente, se compararon los cromatogramas y los espectrogramas de todos los esteres metílicos cromatografíados y no se detectaron picos nuevos asociados a la isomerización de EPA.
Adicionalmente, se determinó el contenido de isómeros trans de ácidos grasos de 16 a 22 átomos de carbono, según la metodología descrita en el procedimiento AOCS Ce lh-05. Los resultados se muestran en la tabla 9. Como se observa, en los ensayos de los ejemplo 2 y 3, no se generan isómeros trans y sorprendentemente se disminuyen por el proceso de la presente invención.
Figure imgf000032_0001
Ejemplo 7.
Evaluación sensorial de la calidad y estabilidad de muestra de etil esteres de ácidos grasos.
Se evaluó la calidad organoléptica y estabilidad con un grupo entrenado de 12 panelistas. Las muestras evaluadas fueron servidas en vasos pequeños codificados con 3 dígitos al azar, utilizando 15 mi de cada muestra por panelista. La evaluación se realizó en el Laboratorio de Evaluación Sensorial alrededor de las 11 :00 de la mañana.
Para medir la calidad sensorial del producto se evaluaron los siguientes parámetros: apariencia, aroma, sabor, rancidez y presencia de sabores y olores extraños. Las pautas para evaluar estos parámetros tienen amplitud de 9 puntos, en la cual 9 indica que el parámetro evaluado es óptimo para el producto y 1 que está muy disminuido. Por ejemplo 9 para sabor significa "excelente, típico, excepcionalmente agradable" y 1 "extraño, desagradable, putrefacto". En el caso de rancidez la pauta tiene una amplitud de 5 puntos en que 5 significa "sin rancidez" y 1 "extremadamente rancio".
En la tabla 10 se presenta el resultado promedio obtenido del test evaluación organoléptica de la muestra de etil esteres de ácidos grasos Ml 5 del Ensayo 5 fresca (A) y la misma muestra luego de 29 semanas de almacenamiento a temperatura ambiental (B). Las muestras no se les adicionó ningún tipo de enmascarante para sabor, olor u apariencia.
Tabla 10. Resultados evaluación organoléptica y estabilidad
Muestra Apariencia Aroma Sabor Rancidez
M15 Ejemplo 5 (A) 7,5 7,6 7,1 4,7
M15 Ejemplo 5 (B) 7,9 7,4 7,2 4,6
Apariencia: Este atributo fue calificado con un puntaje de 7,5, que significa que la apariencia es "buena".
Aroma: El valor obtenido fue de 7,6, calificado como "bueno".
Sabor: En cuanto a su sabor la muestra alcanzó un valor de 7, 1 que en la escala quiere decir
"bueno". Rancidez: La muestras alcanzó un valor de 4,6 que en la escala significa "Bajo en rancidez".
Como se observa, el concentrado de EPA y DHA generado mediante la presente invención posee una aceptable calidad organoléptica y estabilidad.
Ejemplo 8.
Para comparar la generación de efectos secundarios de concentrados de EPA y DHA a partir de aceite de pescado, se reclutaron a 10 voluntarios que se dividieron en dos grupos, A y B, de 5 individuos cada uno.
Se mezcló en 900 g de yogurt, 100 gramos de etil esteres de ácidos grasos 33/22 EPA/DHA obtenidos del mercado, para generar una muestra de yogurt 1. Paralelamente, en otros 900 g de yogurt se mezclaron 100 g de Etil Esteres del Ejemplo 5 muestra M 15, para generar una muestra de yogurt 2.
Cada integrante del grupo A consumió 150 g de la mezcla de yogurt 1. Paralelamente, cada integrante del grupo B consumió 150 g de la mezcla de yogurt 2. Luego de 3 horas, los voluntarios del ensayo fueron consultados por la presencia o ausencia de reflujo gástrico. En el grupo A se detecto 4 casos positivos; en el grupo B, 1 caso positivo.
Pasada una semana, se repitió el ensayo con los mismos individuos de los grupos A y B. En esta ocasión, cada individuo del grupo A consumió 150 g de una nueva mezcla de yogurt 2; paralelamente, cada individuo del grupo B consumió una nueva mezcla de yogurt 1. Luego de
3 horas, los voluntarios del ensayo fueron consultados por la presencia o ausencia de reflujo gástrico. En el grupo A no se detectó casos positivos; en el grupo B, 5 casos positivos. El grupo de ensayos demuestra que los concentrados de EPA y DHA de la presente invención no presentan efectos secundarios típicos de derivados marinos, como reflujo gástrico, debido probablemente a la remoción eficiente de agentes alergénicos originalmente presentes en la materia prima.
Ejemplo 9.
20 g de la muestra Ml 5 del ejemplo 5 se vertieron en una placa Petri de 15 cm de diámetro y se introdujo en una estufa de convección forzada a 45 0C por 6 horas. Posteriormente, la muestra se retiró de la estufa y se dejó enfriar.
La muestra se evaluó en un panel de 5 personas. No se detectó olor a pescado.
Se repitió el ensayo con la muestra M3 del ejemplo comparativo 1. Se detectó un característico olor a pescado rancio.
Se repitió el ensayo con la muestra M5 del ejemplo comparativo 2. Se detectó un característico olor a pescado rancio. Se repitió el ensayo con la muestra de etil esteres de ácidos grasos 33/22 EPA/DHA utilizado en el ejemplo 8. Se detectó un característico olor a pescado rancio.
Ejemplo 10.
Se tomó una porción de la muestra Ml 5 del ejemplo 5 y se evaluó su estabilidad oxidativa mediante análisis de Rancimat. El tiempo de inducción a 8O0C fue de 28, 11 ±0,97 horas. Paralelamente se realizó un ensayo Rancimat de la muestra de etil esteres 33/22 utilizada en el ejemplo 8. El tiempo de inducción a 80 0C fue de l,67±0,10 horas.
Ejemplo 11.
Se tomó una muestra del residuo hexánico del Ejemplo 4 y se analizó mediante GC-MS en un Cromatógrafo HP7890 acoplado a un detector de masas 5975Cinert. El informe cromatográfíco muestra que se detectan más de 50 compuestos presentes en una concentración mayor a 1000 ppm como se observa en la tabla 11.
Tabla 11: Análisis GC-MS del residuo hexánico del ejemplo 4
Figure imgf000035_0001
3,5-di-tert-Butyl-4-hydroxybenzylalcohol 93 000088-26-6
3-Carene 95 013466-78-9
3-Cyclohexen-l-ol, 4-methyl-l-(l-m ethylethyl)- 93 000562-74-3
3-Fluoro-2,2,3,4,4,5,5,6,6,7,7-undecamethyl-
[l,2,3,4,5,6,7]oxahexasilepane 49 1000311-73-1
4,4'-Ethylenebis(2,6-di-tert-butyl phenol) 94 001516-94-5
4,7,10,13,16,19-Docosahexaenoic acid, methyl ester, (all-Z)- 38 002566-90-7
4-[4-Methylamino- 1 -methylbutylamino]-7-chloroquinoline 27 031510-53-9
5-(2-Aminopropyl)-2-methylphenol 38 021618-99-5
5,8,11,14,17-Eicosapentaenoic acid, methyl ester, (all-Z)- 86 002734-47
5-Androsten- 17.alpha.-ethynyl-3.beta., 17.beta.-diol 70 1000126-90-5
Acetamide, 2,2,2-trichloro- 53 000594-65-0
Benzene, 1 -methyl-2-( 1 -methylethyl)- 97 000527-84-4
Benzo[h]quinoline, 2,4-dimethyl- 46 000605-67-4
Benzoic acid, 3,5-bis(l,l-dimethylethyl)-4-hydroxy-, methyl ester 60 002511-22-0
Benzyl alcohol, .alpha.-(l-aminoethyl)-m-hydroxy-, (-)- 25 000054-49-9
Butanamide, 3-methyl- 38 000541-46-8
Butylated Hydroxytoluene 89 000128-37-0
Cholest-5-en-3-ol (3.beta.)- 99 000057-88-5
Citronellyl isobutyrate 64 000097-89-2
Cyclohexane, 1,2,4-triethenyl- 45 002855-27-8
Cyclopropanemethanol, 2-methyl-2-(4-methyl-3-pentenyl)- 38 000541-05-9
Dihydrocoumarin, 4,4,5,7,8-pentamethyl 46 039170-97-3 dl-Alanyl-1-phenylalanine 43 108740-86-9
Dodecane 58 000112-40-3
Dodecane, 4-methyl- 58 006117-97-1
Eucalyptol 98 000470-82-6
Heptanamide, N-phenyl- 38 056051-98-0
Hexadecane 95 000544-76-3
Hexadecanoic acid, ethyl ester 98 000628-97-7
Methyl (Z)S, 11 , 14, 17-eicosatetraenoate 50 059149-01-8
Pentadecane 96 000629-62-9
Pentadecane, 2,6,10,14-tetramethyl 91 001921-70-6
Phenethylamine, p,.alpha.-dimethyl 43 000064-11-9
Phenol, 2,6-bis(l,l-dimethylethyl ethylethyl)- 50 004130-42-1
Figure imgf000037_0001
Como se observa en la tabla 11, el proceso de la presente invención es capaz de remover una extensa familia de compuestos presentes en la materia prima, que no constituyen ácidos grasos ω -3, y que probablemente contribuyen a la generación de efectos secundarios y reversiones de sabor y olor no deseados.

Claims

REIVINDICACIONES.
1. Un proceso para obtener a partir de aceites de origen marino, un concentrado de esteres de EPA y DHA, CARACTERIZADO porque el proceso comprende las etapas: a) contactar aceite marino crudo o refinado con uno o más álcalis y agua a una temperatura no mayor a 1000C hasta obtener una mezcla que comprende aceite marino saponificado; b) contactar la mezcla con uno o más solventes orgánicos para formar una fase de extracto y una fase de refinado que comprende las sales alcalinas de ácidos grasos ; c) separar la fase de extracto de la fase de refinado; d) mezclar la fase de refinado con una solución acuosa de un ácido para formar una fase acuosa y una fase no acuosa que comprende ácidos grasos; e) separar la fase acuosa de la fase no acuosa; f) mezclar la fase no acuosa separada con un alcohol y un catalizador de esterificación a una temperatura no mayor a 1500C hasta obtener una mezcla esterificada que comprende esteres de ácidos grasos; g) remover el catalizador de la mezcla esterificada para obtener la mezcla esterificada libre de catalizador; h) desolventizar la mezcla esterificada libre de catalizador para obtener los esteres de los ácidos grasos, y i) destilar los esteres en columna de destilación de senda corta a una temperatura de a lo más 18O0C y presión de menos de 1 mbar para obtener un concentrado que comprende esteres de EPA y DHA.
2. El proceso según reivindicación 1 CARACTERIZADO porque el álcali de etapa a) se elije del grupo que consiste de hidróxido de sodio, hidróxido potasio, hidróxido de litio, hidróxido de magnesio y sus mezclas, la razón en peso de álcali al aceite crudo o refinado es aproximadamente 0,15:1, y la razón en peso de agua a aceite crudo o refinado es entre 0,5:1 y 2:1.
3. El proceso según reivindicación 1 CARACTERIZADO porque la mezcla de etapa a) comprende etanol y la razón en peso de etanol a aceite crudo o refinado es entre 0,5:1 y 2:1.
4. El proceso según reivindicación 1 CARACTERIZADO porque la mezcla de etapa a) comprende hexano donde la razón en peso del hexano a aceite crudo o refinado es entre 0,5:1 y 2:1.
5. El proceso según reivindicación 1 CARACTERIZADO porque la mezcla de etapa a) comprende uno más antioxidantes donde la razón en peso del antioxidante a aceite crudo o refinado es menor a 1 : 100.
6. El proceso según reivindicación 1 CARACTERIZADO porque la mezcla de etapa a) se mantiene a la presión de aproximadamente 1 bar y a la temperatura no mayor a 1000C durante un período de tiempo entre 30 y 120 minutos para obtener aceite marino saponificado.
7. El proceso según reivindicación 1 CARACTERIZADO porque en etapa b) la temperatura es entre 20 a 600C, la presión es aproximadamente 1 bar, se utiliza un solvente elegido del grupo que consiste de éter de petróleo, pentano, hexano, heptano y octano y la razón en peso del solvente a la mezcla reaccionada es entre 1:1 y 5:1
8. El proceso según reivindicación 1 CARACTERIZADO porque en etapa d) el ácido se elige del grupo formado por ácido sulfúrico, ácido fosfórico, ácido acético, ácido fórmico, ácido tricloroacético y ácido carbónico, la temperatura es entre 20 y 700C, la presión es alrededor 1 bar y la razón estequiométrica del acido a álcali utilizado de etapa a) es aproximadamente 1,05:1.
9. El proceso según reivindicación 1 CARACTERIZADO porque el alcohol de la etapa f) se elige del grupo formado por metanol, etanol y glicerol, la temperatura es entre 30 y 800C, la presión aproximadamente 1 bar y la mezcla esterificante se mantiene a la temperatura entre 30 y 800C durante un tiempo entre 60 y 240 minutos para formar la mezcla esterificada.
10. El proceso según cualquiera de las reivindicaciones anteriores CARACTERIZADO porque los esteres de ácidos grasos se destilan a una presión menor que 0,1 mbar y a una temperatura menor que 15O0C.
11. Un concentrado de esteres de EPA y DHA obtenido según el proceso de reivindicación 10 CARACTERIZADO porque el contenido total de esteres de EPA y DHA es a lo menos 40 % en peso del concentrado, el contenido de isómeros trans de dichos concentrados es igual o inferior al contenido de isómeros trans del aceite de origen marino, los concentrados son organolépticamente neutros y estables, los contenidos de PCBs son inferiores a 90 ng/g de concentrado y porque el contenido de dioxinas y furanos en los concentrados son inferiores a 2 pg/g de concentrado.
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