器11内的加热蒸汽盘管控制预酯化反应器11内的温度为100?110°C。精甲醇经甲醇换热器13预热后进入甲醇加热器12中加热至气化，一部分气化甲醇以1.2m3/h的流速从预酯化反应器11底部的气相甲醇管进入预酯化反应器11内，气相甲醇管流出的气化甲醇分散性好，与油的接触面积大，使甲醇能够与油充分接触反应，缩短反应时间。预酯化反应器11内的油与甲醇接触反应后，从预酯化反应器11底部以10吨/小时的流量由栗抽入连续酯化反应塔10，开启连续酯化反应塔10的控温装置，连续酯化反应塔10内的加热蒸汽盘管控制连续酯化反应塔10内的温度为100?110°C。连续酯化反应塔10由8节塔节组成，每节塔节是一个独立的反应单元，抽入连续酯化反应塔10内的油由连续酯化反应塔10的上一节塔节的溢流管溢流到下一节塔节，直至溢流到连续酯化反应塔10的塔底。甲醇加热器12中的另一部分气化甲醇以2.5m3/h的流速从连续酯化反应塔10每节塔节的甲醇喷管喷入连续酯化反应塔10内，甲醇喷管喷出的气化甲醇分散性好，与油的接触面积大，使甲醇能够与油充分接触反应，缩短反应时间。连续酯化反应塔10内的油与甲醇接触反应后生成的粗甲酯由连续酯化反应塔10下部的出料口由油栗以10吨/小时的流量栗入旋液分离器9中，分离出的酯化催化剂重复使用，粗甲酯由旋液分离器9顶部的出料口由栗抽入原料油换热器3与废弃油脂换热，收集换热后的粗甲酯进入酯交换反应。预酯化反应器11和连续酯化反应塔10反应过程中生成的水蒸气和未反应的气化甲醇经预酯化反应器11和连续酯化反应塔10的除沫器除油后进入甲醇换热器13与精甲醇换热，换热后的水蒸气和未反应的气化甲醇进入甲醇精馏系统提纯。
[0022]本实施例收集的粗甲酯的酸值小于lmgKOH/g，甲酯的转化率为98.3%。
[0023]实施例3
[0024]如图1所示，将100吨酸值为120mgK0H/g的地沟油加入原料油储罐I中，利用油栗以10吨/小时的流量将地沟油栗入原料油换热器3中预热至50?60°C，再经原料油蒸汽加热器2加热到75°C后进入油水混合器4中，75°C的热水以I吨/小时的流量进入油水混合器4和地沟油充分混合，然后流入水洗搅拌罐5充分洗涤，洗涤后连续由水洗搅拌罐5底部由栗以11吨/小时的流量抽入蝶式离心机6中离心分离除去水和杂质，剩余的油经水洗油蒸汽加热器7加热到100°C后进入降膜脱水塔14，脱出残留水分后由栗抽入高效混合器8中，酯化催化剂以50kg/小时的流量进入高效混合器8和油充分混合后，进入预酯化反应器11中，其中酯化催化剂是甲基磺酸与磷酸单酯质量比为1:0.05的混合物。开启预酯化反应器11的搅拌装置和温控装置，预酯化反应器11内的加热蒸汽盘管控制预酯化反应器11内的温度为100?110°C。精甲醇经甲醇换热器13预热后进入甲醇加热器12中加热至气化，一部分气化甲醇以
1.2m3/h的流速从预酯化反应器11底部的气相甲醇管进入预酯化反应器11内，气相甲醇管流出的气化甲醇分散性好，与油的接触面积大，使甲醇能够与油充分接触反应，缩短反应时间。预酯化反应器11内的油与甲醇接触反应后，从预酯化反应器11底部以10吨/小时的流量由栗抽入连续酯化反应塔10，开启连续酯化反应塔10的控温装置，连续酯化反应塔10内的加热蒸汽盘管控制连续酯化反应塔10内的温度为100?110°C。连续酯化反应塔10由15节塔节组成，每节塔节是一个独立的反应单元，抽入连续酯化反应塔10内的油由连续酯化反应塔10的上一节塔节的溢流管溢流到下一节塔节，直至溢流到连续酯化反应塔10的塔底。甲醇加热器12中的另一部分气化甲醇以2.5m3/h的流速从连续酯化反应塔10每节塔节的甲醇喷管喷入连续酯化反应塔10内，甲醇喷管喷出的气化甲醇分散性好，与油的接触面积大，使甲醇能够与油充分接触反应，缩短反应时间。连续酯化反应塔10内的油与甲醇接触反应后生成的粗甲酯由连续酯化反应塔10下部的出料口由油栗以10吨/小时的流量栗入旋液分离器9中，分离出的酯化催化剂重复使用，粗甲酯由旋液分离器9顶部的出料口由栗抽入原料油换热器3与废弃油脂换热，收集换热后的粗甲酯进入酯交换反应。预酯化反应器11和连续酯化反应塔10反应过程中生成的水蒸气和未反应的气化甲醇经预酯化反应器11和连续酯化反应塔10的除沫器除油后进入甲醇换热器13与精甲醇换热，换热后的水蒸气和未反应的气化甲醇进入甲醇精馏系统提纯。
[0025]本实施例收集的粗甲酯的酸值小于lmgKOH/g，甲酯的转化率为98.5%。
[0026]实施例4
[0027]在实施例1中，所用的酯化催化剂用等质量乙基磺酸与聚醚酸式磷酸酯的质量比为1:0.01的混合物替换，其他步骤与实施例1相同，得到酸值小于lmgKOH/g的粗甲酯，甲酯的收率为98 %。
[0028]实施例5
[0029]在实施例1中，所用的酯化催化剂用等质量氯磺酸与聚醚酸式磷酸酯的质量比为1:0.05的混合物替换，其他步骤与实施例1相同，得到酸值小于lmgKOH/g的粗甲酯，甲酯的转化率为98.2%。
[0030]实施例6
[0031]在实施例1中，所用的酯化催化剂用等质量氯磺酸与炔丙基醇的质量比为1:0.15的混合物替换，其他步骤与实施例1相同，得到酸值小于lmgKOH/g的粗甲酯，甲酯的转化率为 97.8%。
【主权项】
1.一种利用废弃油脂制备生物柴油的连续酯化方法，其特征在于:将原料油储罐(I)中的废弃油脂用油栗栗入原料油换热器(3)中预热至50?60°C，预热后的废弃油脂经原料油蒸汽加热器(2)加热至70?80°C后进入油水混合器(4)中与其质量5%?10%的热水混合，然后进入水洗搅拌罐(5)充分洗涤，洗涤后由水洗搅拌罐(5)底部抽入蝶式离心机(6)中离心分离除去水相;剩余的油经水洗油蒸汽加热器(7)加热至100?110°C后进入降膜脱水塔(14)，脱出残留水分后由栗抽入高效混合器(8)中，与酯化催化剂混合后进入预酯化反应器(11)中；精甲醇经甲醇换热器(13)预热后进入甲醇加热器(12)中加热至气化，一部分气化甲醇从预酯化反应器(11)底部内的气相甲醇管进入预酯化反应器(11)内、另一部分气化甲醇从连续酯化反应塔(10)每节塔节的甲醇喷管喷入连续酯化反应塔(10)内；预酯化反应器(I I)内的加热蒸汽盘管控制预酯化反应器(11)内的温度为100?110°C，油从预酯化反应器(I I)底部连续抽出进入连续酯化反应塔(1)，油由连续酯化反应塔(10)的上一节塔节的溢流管溢流到下一节塔节，直至溢流到连续酯化反应塔(10)的塔底，连续酯化反应塔(10)内的加热蒸汽盘管控制连续酯化反应塔(10)内的温度为100?110°C，反应生成的粗甲酯由连续酯化反应塔(10)下部的出料口由油栗栗入旋液分离器(9)分离出酯化催化剂后，进入原料油换热器(3)与废弃油脂换热，换热后的粗甲酯进入酯交换反应;预酯化反应器(11)和连续酯化反应塔(10)反应过程中生成的水蒸气和未反应的气化甲醇经预酯化反应器(11)和连续酯化反应塔(10)的除沫器除油后进入甲醇换热器(13)与精甲醇换热，换热后的水蒸气和未反应的气化甲醇进入甲醇精馏系统提纯。2.根据权利要求1所述的利用废弃油脂制备生物柴油的连续酯化方法，其特征在于:所述的连续酯化反应塔(10)由8?15节塔节组成，每节塔节是一个独立的反应单元。3.根据权利要求1或2所述的利用废弃油脂制备生物柴油的连续酯化方法，其特征在于:所述的酯化催化剂是酸与抑蚀剂的质量比为1:0.01?0.15的混合物，所述的酸为甲基磺酸、乙基磺酸或氯磺酸，抑蚀剂为磷酸单酯、聚醚酸式磷酸酯或炔丙基醇。4.根据权利要求3所述的利用废弃油脂制备生物柴油的连续酯化方法，其特征在于:所述的酯化催化剂的加入量是废弃油脂质量的0.1 %?0.5%。5.根据权利要求1所述的利用废弃油脂制备生物柴油的连续酯化方法，其特征在于:所述的废弃油脂是酸值为15?180mgK0H/g的地沟油、潲水油或酸化油。
【专利摘要】本发明公开了一种利用废弃油脂制备生物柴油的连续酯化方法，该方法是在常压条件下，以连续酯化反应塔为主反应单元，实现整个酯化反应过程的连续生产，大大提高生物柴油生产的生产效率，反应过程中产生的热量用于精甲醇和废弃油脂预热，使热量循环利用，减少了能量消耗，同时回收利用未反应的甲醇，降低了生产成本。本发明所用原料酸值广泛(15～180mgKOH/g)，催化剂用量少、可重复使用、对设备的腐蚀性小，反应时间短，能量消耗少，生产成本低，粗甲酯的收率高，可将高酸值动植物废弃油脂一次性酯化至酸值为1mgKOH/g以下，直接进行下一步酯交换反应制备生物柴油，适用于工业化生产生物柴油。
【IPC分类】C11C3/04, C10L1/02
【公开号】CN105586154
【申请号】CN201511028355
【发明人】何能德, 申烨华, 陈建军, 李聪, 陈邦
【申请人】陕西合盛生物柴油技术开发有限公司
【公开日】2016年5月18日
【申请日】2015年12月31日