Procedimiento para la fabricación de ácido poliláctico.

Procedimiento para la homo- o co-polimerización del ácido láctico (PA),

en cuyo caso el ácido láctico y loscatalizadores serán micro-mezclados y añadidos a una masa en reacción parcialmente convertida, con unaviscosidad más elevada, dentro de un mezclador-amasador de retro-mezclado con una relación longitud / diámetrode 0,5-3,5 y con una temperatura de 175-180 ºC, en cuyo caso se introduce calor al producto, se retro-mezcla conproducto ya reaccionado y se extrae el producto reaccionado del mezclador-amasador a una temperatura de 180-190 ºC, en cuyo caso parte del producto serán evaporado y de este modo la exotermia del producto y la excesivaentrada de calor mecánico será absorbida por medio de la refrigeración por evaporación.

Procedimiento para la fabricación de ácido poliláctico El presente invento se refiere a un procedimiento para la fabricación de ácido poliláctico. El invento también se refiere a procedimientos de dos pasos, los cuales combinan procesos de polimerización con un paso posterior de desgasificación / desmonomerización / devolatilización.

Estado de la técnica

A nivel comercial se realiza un gran número de reacciones de polimerización, especialmente para la fabricación de biopolímeros homo- y co-polímeros, como por ejemplo PLA (ácido poliláctico) , PHB (polihidroxibutirato) , PHA (polihidroxialcanoatos) , polidextrosa, bio-PET, almidón, celulosa, quitinas y proteínas mediante el procedimiento de “Slurr y or Solution Process” dentro de uno o varios reactores verticales retro-mezcladores en línea y en funcionamiento continuo o “CSTR”, como son conocidos por sus siglas en inglés (= continuous stirred tank reactors) . Estos reactores de tanque con agitación tienen el objetivo de distribuir de la manera más homogénea posible los monómeros, los catalizadores y los iniciadores dentro de un disolvente / diluyente bajo condiciones de procedimiento definidas de forma precisa, como la temperatura y la presión, con el fin de que la reacción transcurra de manera controlada, que la calidad del producto sea uniforme, que tenga la masa molar deseada y que además sea posible controlar el calor de la reacción. El único problema de estos reactores de tanque con agitación consiste en que en ellos tan solo pueden ser procesados productos con una viscosidad aparente o con una baja viscosidad de fundido. A medida que la concentración del polímero en el disolvente / diluyente aumenta, la viscosidad aparente de la masa en reacción también aumenta, de tal modo que al final el mezclador-amasador ya no puede producir la suficiente corriente convectiva. La consecuencia es una distribución no homogénea de los monómeros, lo que lleva a la formación de grumos, a una mala distribución de la masa molar, a depósitos, o a sobrecalentamientos locales no controlados en el recorrido de reacción del contenido de todo el reactor. Otro problema de los reactores de tanque con agitación, en el caso de algunos productos, es la formación de espuma o de una dilatación excesiva de la masa del producto, la cual puede causar atascos o formar un tapón en los extractores de los colectores. Los peligros del proceso, anteriormente mencionados, implican que los reactores de tanque con agitación puedan ser utilizados con una gran cantidad sobrante de disolvente / diluyente hasta el 90% de la masa de reacción, o en el caso de polimerizaciones en masa, debido a las altas viscosidades, que solamente se pueden alcanzar transformaciones limitadas, frecuentemente tan solo menos del 50%. Como consecuencia de ello, serán necesarios pasos de procedimiento adicionales para la separación mecánica / térmica del diluyente o bien del disolvente / monómero respectivamente para la post-reacción (aumento de la tasa de transformación química) . Esto tiene lugar generalmente en el interior de tornillos sin fin para el lavado, en plantas de secado y de evaporación,

o también en los tanques de maduración, lo cual implica grandes gastos de inversión en energía y gastos de mantenimiento. Además, hay nuevos polímeros que no pueden ser procesados con “water stripping”. Las polimerizaciones en masa o co-polimerizaciones también se pueden llevar a cabo con extrusionadores de uno o más ejes, de forma continua (como por ejemplo de Werner Pfleiderer, Bussknete o Welding Engineers, etc.) . Estos aparatos han sido creados para polimerizaciones en fase viscosa hasta altas transformaciones. Están construidos como reactores con flujo de pistón continuo, por lo que poseen una gran relación UD de > 5 y hasta aprox. 40. En este caso se presentan los siguientes problemas: a) En el caso de reacciones lentas de polímeros con tiempos de reacción > 5 minutos, en cuyo caso la masa de reacción permanece largo tiempo en estado líquido, no se puede mantener el flujo de pistón. La presencia de características reológicas muy distintas entre los monómeros y los polímeros impide un transporte uniforme del producto, lo que conlleva la aparición no deseada de fluctuaciones en la calidad. b) El fuerte carácter exotérmico de muchos procesos de polimerización, así como la energía disipada mecánicamente, frecuentemente hacen necesario que se disipen estas energías a través de una refrigeración por evaporación. Para ello se evapora una parte del monómero o del disolvente / diluyente añadido, se condensa dentro de un condensador externo y se reconduce el condensado al reactor. Para la evacuación de vapores se dispone únicamente de superficies transversales libres muy limitadas debido a la gran relación L/D y al gran diámetro de la rosca sin fin, por causa de la construcción. Esto conlleva arrastres no deseados de polímeros a los extractores de los colectores, a los tubos de escape y/o al condensador de retorno, y como consecuencia de ello se originan obstrucciones. c) En el caso de la fabricación de (co-) polímeros a partir de diferentes monómeros resulta además agravante el hecho de que para la refrigeración por evaporación se evapore principalmente aquel monómero que posee el punto de ebullición más bajo, de tal modo que en el interior del reactor se produce una variación de la concentración del monómero, especialmente en el área del orificio de entrada del retorno del condensado, lo que por lo general no suele ser deseado. d) Por otro lado supone una desventaja el hecho de que el volumen libre de producto de los tornillos sin fin está limitado aproximadamente a unos 1, 5 m3 por razones mecánicas de construcción, de tal modo que en el caso de reacciones con tiempos de permanencia > 5 minutos se pueden alcanzar únicamente rendimientos bajos, lo que requiere la instalación de varias líneas de producción paralelas con los correspondientes gastos de inversión y mantenimiento.

En la US 5.372.418 está descrita otra posibilidad para la realización de polimerizaciones en masa con rendimientos elevados. En este caso se describen máquinas de extrusión de tornillos múltiples con el mismo sentido o sentido contrario con tornillos sin fin o parejas de tornillos sin fin que no arrastran, tornillos sin fin o parejas de tornillos sin fin que transportan en direcciones contrarias para la polimerización de monómeros mediante el retro-mezclado con los polímeros en la fase viscosa. Estos aparatos son capaces, principalmente, de realizar procesos de polimerización hasta que se alcanzan grandes rendimientos y al mismo tiempo evitar las desventajas del extrusionador con flujo de pistón anteriormente descritas a) (caída del flujo de pistón) y c) (variación de la receta por retorno) . Sin embargo, los problemas anteriormente descritos permanecen todavía sin solución b) (reducción de la sección transversal libre) y d) (tamaño de la construcción) . Los procedimientos anteriormente mencionados también se realizan en el interior de los denominados mezcladores-amasadores, dentro de los cuales se transporta el producto desde una entrada hasta una salida por medio de los elementos mezcladores y transportadores correspondientes, y al mismo tiempo se pone íntimamente en contacto con las superficies de intercambio térmico. Los mezcladores-amasadores de este tipo han sido descritos, por ejemplo, en la DE-PS 2349106, en la EP 0517068 A1 y en la DE 19536944 A1.

Objetivo El objetivo del presente invento es la realización del procedimiento anteriormente descrito en una fase con mayor concentración y una viscosidad más elevada, así como optimizarlo en este sentido, y ante todo también acelerar los pasos del proceso y aumentar la calidad del producto, o bien ampliar la gama de productos.

Solución del objetivo La consecución de dicho objetivo conlleva el cumplimiento de las características de la reivindicación 1. La temperatura del producto se calienta en el mezclador-amasador hasta alcanzar una determinada temperatura de trabajo, con la cual, y bajo las condiciones dominantes de presión de trabajo controladas (sobrepresión, presión atmosférica, vacío) , se evapora parte del producto y de este modo se hace efectiva la exotermia de la masa en reacción así como también la energía amasadora disipada en la masa viscosa en reacción que serán absorbidas eficazmente mediante el enfriamiento por evaporación. Las condiciones de funcionamiento (temperatura de calentamiento, presión de trabajo, grado de llenado del mezclador-amasador o número de giro del eje amasador) se seleccionan de tal modo que, siempre y cuando sea posible, se alcanza un balance energético casi equilibrado, el cual permite realizar una extrapolación ventajosa... [Seguir leyendo]

1. Procedimiento para la homo- o co-polimerización del ácido láctico (PA) , en cuyo caso el ácido láctico y los catalizadores serán micro-mezclados y añadidos a una masa en reacción parcialmente convertida, con una viscosidad más elevada, dentro de un mezclador-amasador de retro-mezclado con una relación longitud / diámetro de 0, 5-3, 5 y con una temperatura d.

17. 180 ºC, en cuyo caso se introduce calor al producto, se retro-mezcla con producto ya reaccionado y se extrae el producto reaccionado del mezclador-amasador a una temperatura de 180190 ºC, en cuyo caso parte del producto serán evaporado y de este modo la exotermia del producto y la excesiva entrada de calor mecánico será absorbida por medio de la refrigeración por evaporación.

2. Procedimiento conforme a la reivindicación 1, caracterizado en que las partes evaporadas del producto serán condensadas completamente o al menos parcialmente, y como condensado retornadas nuevamente al mezcladoramasador para la refrigeración del producto restante.

3. Procedimiento conforme a la reivindicación 2, caracterizado en que el retorno al mezclador-amasador ocurre en el lugar en el que ha ocurrido también la evaporación principal.

4. Procedimiento conforme con al menos una de las reivindicaciones 1 hasta 3, caracterizado en que la temperatura del proceso será ajustada a un valor determinado mediante la variación de la presión dentro del mezcladoramasador.

5. Procedimiento conforme con al menos una de las reivindicaciones 1 hasta 4, caracterizado en que se genera un vacío dentro del mezclador-amasador para la extracción de vapores.

6. Procedimiento conforme con al menos una de las reivindicaciones 1 hasta 5, caracterizado en que la retro-mezcla tiene lugar hasta que se alcanza una viscosidad del producto pre-determinada y dicha viscosidad será mantenida por medio de la continua adición de monómero adicional y/o catalizadores y/o iniciadores.

7. Procedimiento conforme con al menos una de las reivindicaciones 1 hasta 6, caracterizado en que el producto será evaporado mediante la introducción de energía que consiste de energía mecánica amasadora y/o de transferencia de calor a través del contacto con superficies de intercambio de calor del amasador hasta estar casi por encima del lugar de caída de la velocidad de evaporación y al lecho de producto viscoso, y tal pre-evaporado se incorpora mezclando una nueva solución de producto con baja viscosidad, de tal modo que se mantiene la velocidad de evaporación por encima del lugar de caída.

8. Procedimiento conforme a la reivindicación 7, caracterizado en que la energía amasadora se verá influida por la variación en el número de revoluciones y/o en el grado de llenado del mezclador-amasador.

9. Procedimiento conforme con al menos una de las reivindicaciones 1 hasta 8, caracterizado en que el producto será retro-mezclado continuadamente dentro del mezclador-amasador.

10. Procedimiento conforme con al menos una de las reivindicaciones 1 hasta 9, caracterizado en que el producto será extraído continuamente del mezclador-amasador e introducido en un segundo mezclador-amasador o extrusionador o Flashpott.

11. Procedimiento conforme a la reivindicación 10, caracterizado en que el producto se calienta al extraerlo del mezclador-amasador antes de que llegue al segundo mezclador-amasador o extrusionador o Flashpott.

12. Procedimiento conforme a la reivindicación 10 u 11, caracterizado en que el producto será sometido a un flujo de pistón continuo o a una retro-mezcla.

13. Procedimiento conforme a la reivindicación 12, caracterizado en que dentro del mezclador-amasador o extrusionador el producto será sometido a una gran renovación de superficies, así como también a un buen control de la temperatura del producto.

14. Procedimiento conforme con al menos una de las reivindicaciones 10 a 13, caracterizado en que un agente purificador o bien aditivos se añaden entre el primer y el segundo mezclador-amasador después de una bomba de ruedas dentadas y antes de un dispositivo para el desmenuzado.

15. Procedimiento conforme a la reivindicación 12, caracterizado en que el agente purificador es agua o nitrógeno.

REFERENCIAS CITADAS EN LA DESCRIPCIÓN

La lista de referencias citada por el solicitante lo es solamente para utilidad del lector, no formando parte de los documentos de patente europeos. Aún cuando las referencias han sido cuidadosamente recopiladas, no pueden 5 excluirse errores u omisiones y la OEP rechaza toda responsabilidad a este respecto.

Documentos de patente citados en la descripción

•US 5372418 A [0011] • EP 0517068 A1 [0011]

•DE PS2349106 C [0011] • DE 19536944 A1 [0011]