EP1965901A2 - Verfahren zur herstellung aryl-aryl gekoppelter verbindungen - Google Patents

Verfahren zur herstellung aryl-aryl gekoppelter verbindungen

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EP1965901A2
EP1965901A2 EP06829097A EP06829097A EP1965901A2 EP 1965901 A2 EP1965901 A2 EP 1965901A2 EP 06829097 A EP06829097 A EP 06829097A EP 06829097 A EP06829097 A EP 06829097A EP 1965901 A2 EP1965901 A2 EP 1965901A2
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EP
European Patent Office
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reactor
aryl
fixed bed
capillary
reaction
Prior art date
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Withdrawn
Application number
EP06829097A
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
Torsten Zech
Gunilla Kaiser
Oliver Koechel
Oliver Laus
Denis Huertgen
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BASF SE
Original Assignee
HTE GmbH
HTE GmbH the High Throughput Experimentation Co
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Filing date
Publication date
Application filed by HTE GmbH, HTE GmbH the High Throughput Experimentation Co filed Critical HTE GmbH
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Withdrawn legal-status Critical Current

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Definitions

  • aryl-aryl-coupled compounds are of great economic and technical interest in the fields of pharmaceutical and agrochemicals as well as in the field of optoelectronics.
  • optoelectronic applications the use of aryl-aryl-coupled compounds as organic semiconductors, organic solar cells or liquid crystals should be mentioned by way of example.
  • the purity of the aryl-aryl-coupled compounds is of central importance for the mentioned as well as for other technical applications.
  • a cleaning is often very expensive and thus costly.
  • the molecular weight distribution should be kept within narrow limits. Deviations from the product purity targets, as well as the physical and chemical properties, may result in the compounds not being able to be used for the intended applications.
  • the principle of coupling reactions for the preparation of aryl-aryl compounds has been known for some time.
  • a disadvantage of the above-mentioned known continuous process for (hetero) coupling is that during the reaction in (capillary) reactor only small amounts of starting material (s) can be implemented and the process is limited to low molecular weight organic compounds and not can be readily transferred to polymerization reactions, in particular not those that are to lead to high molecular weights. Furthermore, in the reactors described in this prior art, multiphase reactions can not or only poorly be carried out.
  • WO 03/048225 An application of coupling reactions to the polymerization is described in WO 03/048225.
  • the disclosure of WO 03/048225 is limited to the non-continuous batch mode in a stirred-tank reactor.
  • a two-phase reaction aqueous phase with base, organic phase with aryl compounds
  • Disadvantages of the production process described in WO 03/048225 are the batch-to-batch variations that occur in batch mode. This applies in particular to polymerization reactions in which, at the end of the reaction, a strong, exponential increase in the chain length can occur, which can only be controlled with difficulty in the batch mode. Also influencing a once started reaction is difficult.
  • Preferred as a mixer is a micromixer.
  • a fixed bed reactor in the context of the present invention is any reactor which has at least one means for mass transfer between two phases, ie improves the mass transfer between two phases, in particular between two liquid phases compared to an empty reactor, in particular to an empty tube.
  • any device which is known to the person skilled in the art can be used, for example plates, layers, honeycombs, channels etc.
  • the FBR should be designed to help intensify the mass transfer between the two immiscible liquid phases.
  • control and regulation of the entire system including the process data acquisition is at least partially, preferably also largely or even completely, automated. Such automation is significantly more difficult for batch mode processes to this extent.
  • mass flow controllers are used to control the liquid streams.
  • suitable conveying means are used, such as pumps or pressurization, with the aid of which the starting components, for example the two liquid, immiscible phases, preferably via a conduit system in the mixer or directly or from the mixer to be fed into the reactor.
  • HPLC pumps are suitable for liquid transport.
  • the flow rates of the individual educt streams should be controlled as precisely as possible.
  • the use of preparative HPLC pumps is preferred.
  • high-pressure pumps are or are used to transport at least one starting material, preferably piston pumps, which produce a precisely determinable flow rate. possible (preferably with a deviation of 0.3% or less).
  • at least two separate piston pumps with a relative deviation in the flow rate of 0.3% or less are used to supply at least two monomers.
  • An advantage of the continuous process according to the invention is also that first solvent can be rinsed through the entire system to either remove oxygen from the system, or to clean the system of other impurities.
  • the starting materials are combined using optional step ii) in a series connection of static mixers.
  • micromixers are used for this purpose. It is possible to perform the mixing process sequentially. Preferably, certain sequences are also observed during the mixing process, which for example consist of the fact that in general the monomers are first mixed with the base and in the next step the optionally used homogeneous catalyst is fed.
  • step i) the mixing point described above can be used for premixing.
  • the mixing point is characterized by a small flow cross-section, a small dead volume or a small internal volume. All this promotes mass transfer and counteracts phase separation.
  • Micromixers can be used as micromixers.
  • Micromixers are characterized by the fact that they also allow the mixing of volumes in the milliliter range, preferably in the microliter range. If microchannels are used, they have a diameter of less than one mm, preferably less than 500 ⁇ m.
  • Preferably used mixers are under the reaction conditions used both pressure resistant and inert in contact with the chemicals used. Stainless steel is preferred as a material for a mixer.
  • step ii) precedes step iii) the apparatus has mixers and FBRs.
  • the apparatus has a small dead volume, ie. H. has a low volume between mixer and FBR, low flow cross-sections and high flow rates between mixer and FBR. These measures counteract a phase separation. Due to the phase separation, the multiphase flow generated in the micromixers can segregate, which is generally undesirable. It is preferred that the multiphase flow generated in the (micro) mixers is transferred into the FBR with as little separation as possible.
  • lines are used between mixer and reactor, they preferably have a diameter of 0.1-2 mm, more preferably between 0.5 and 1 mm. Preferably, these are capillaries.
  • the components known from HPLC chromatography can be used.
  • two or more (fixed-bed) reactors are connected in series, in order thereby to increase the residence time of the educts or of the educt in the reactor. It can in each Reactor each other residence times can be realized, for example, by different dimensions (diameter, length), etc. In the individual reactors can be set the same and different temperatures.
  • Particle sizes for the particle bed used preferably for conveying the mass transfer are in a range from 1 ⁇ m to 2000 ⁇ m, preferably in a range from 50 to 500 ⁇ m, more preferably in a range from 150 to 300 ⁇ m.
  • a slightly larger average particle size is not excluded, especially if the process is carried out, for example, at higher flow rates.
  • metal particles as bulk material, in particular of Ti or E STAINLESS.
  • Other non-oxidic materials which may be mentioned are carbides and nitrides, in particular SiC, SiN, TiC or TiN. Monoliths or foams of the aforementioned materials are preferred.
  • the FBR can be arranged in any spatial direction. In a preferred embodiment, however, it is arranged vertically, so that the liquid stream can flow through the reactor from top to bottom ("down-flow") or else from bottom to top (“up-flow”). Preferably, the process is carried out in such a way that the reactor is run from the bottom to the top (“up-flow”). is flowing.
  • the "up-flow” operation has the advantage that - in contrast to the "down-flow” operation - the liquid phases can not "trickle" through the reactor and thus leave parts of the fixed bed “dry". Overall, the "up-flow” operation reduces the risk of phase separation.
  • a flow control for the individual Edukthneströme is possible. It is also a regulation of flow and temperature as a result of the data obtained from the online analysis by feedback conceivable.
  • FT-IR Fullier Transform Infrared Spectroscopy
  • ATR crystal flow cell
  • FT-IR is used to control the conversion of functional groups, especially online during the course of the reaction.
  • Further preferred embodiments of the inventive method comprise at least one of the following further steps: a) heating of the reactor, preferably stepwise heating of the reactor, more preferably in different heating zones along the flow direction with different temperature; b) after the reactor outlet, reaction is stopped by cooling; c) addition of "endcapper" after the reactor exit; d) addition of solvent to reduce the viscosity after the reactor exit; e) addition of further monomers after each reactor section; e) series connection of several reactors; f) Parallel connection for throughput increase.
  • Each monomer may also be a mixture of at least two different monomers.
  • the monomers of the mixture may differ with respect to their functional group and / or their other structure.
  • the stoichiometry of different functional groups is balanced, for example 50:50.
  • Fig. 1 shows a flow chart with the basic scheme of the method according to the invention (see the list of reference numerals at the end of the examples);
  • Fig. 5 shows experimental results obtained for a polymerization reaction conducted in a batch reactor; the y-axis indicates the average molecular weight of the polymerization reaction and the x-axis indicates the reaction time;
  • FIG. 6 shows experimental results obtained by continuous processes using a capillary reactor (B, C) and the inventive FBR (A); the y-axis indicates the average molecular weight of the polymerization reaction and the x-axis indicates the reaction time;
  • Fig. 1 1 shows the flow chart of an arrangement of three series-connected continuously operated reactors with fixed beds
  • FIG. 4 shows two possible embodiments of reactors (030) which can be used for the method according to the invention, an overview sketch and a sectional drawing being shown for each individual one of these reactors.
  • the reactor shown in Figure 2 on the left has a smaller length to diameter ratio than the reactor on the right.
  • the reactor tubes (0301) are provided, for example, via threaded connection parts (071, 072 and 073) are connected to conduit sections (07 '), the screw connections being sealed with seals (074' and 074 ").
  • the FBR according to the invention works much more efficiently: With a residence time of only 7 minutes, significantly higher molecular weights than in the capillary reactor are achieved at 60 minutes. At a reaction temperature of 98 0 C, a molecular weight of about 120,000 g / mol is achieved. In addition, a strong dependence of the molecular weight on the temperature can be seen: rising temperature leads to a significant increase in the molecular weight. Without specifying a particular mechanism, it can be assumed that the bulk material reactor works more efficiently because the mass transfer between the organic and aqueous phases is intensified.
  • the flow pattern corresponds in principle to the flow pattern, which is achieved in a capillary of the same diameter directly after a micromixer.
  • FIG. 12 shows a further development of the device as shown in FIG. 11, wherein the structure and process guidance up to the reactor (032) are identical to the arrangement described with reference to FIG. In addition to the arrangement described in FIG. 11, however, the product leaving the third reactor (032) becomes in a fourth reactor (033) with a second endcapper E02 applied, thus saturating the other end group in continuous operation.
  • the monomers (MOl, M02,...) Of the one monomer template (100) each have the same functional group but differ physically and / or chemically from each other. It is further preferred that the monomers (M 10, MI 1,...) Of the at least one further monomer master (101) have a different functional group than the monomers of the first monomer master (100).
  • two or more different monomers are present per monomer master, these can also be mixed, if desired, in a mixer (023) before they are fed to a reactor.
  • Different monomers from two different monomer templates (100) and (101) can also be mixed in a micromixer (020) before entering a reactor and / or mixed with further components from the corresponding templates, for example with a base (BOl). and / or a catalyst (COl).
  • a base base
  • COl catalyst
  • the addition of an endcappers (EOl) is also possible at this time.
  • At the outlet of the last reactor of the plant for the sequential synthesis of polymers is preferably a multiport valve (090), which preferably has a sample loop (090 ') for taking samples.
  • the plant for the sequential synthesis of polymers described in the present embodiment preferably also comprises a positioning device with which many different samples of a predetermined size can be taken out sequentially.
  • a positioning device with which many different samples of a predetermined size can be taken out sequentially.
  • an arrangement (library) of samples (1 10) is preferably produced.
  • the system for the sequential synthesis of polymers has at least one pressure control and / or at least one flow control and / or at least one temperature control (in Figure 14, only the pressure control is shown).
  • radicals R which may be identical or different, there are no restrictions whatsoever.
  • the conversion with respect to polymer given in the present examples is only an example.
  • the conversion can be in the range of 10 g / h to 10 kg / h, preferably 100 g / h to 1 kg / h.
  • the solution is heated to 87 ° C internal temperature under inert gas, and then 2.2 mg (lO ⁇ mol) of palladium acetate and 9.1 mg (60 .mu.mol) of tris-o-tolylphosphine dissolved in 1 ml of the solvent mixture was added.
  • the reaction mixture is refluxed for 2 h in a batch process until the desired viscosity is reached.
  • molecular weights of 3 ⁇ 10 5 g / mol can be achieved in this mode of operation, even after an average VWZ of approximately 17 minutes.
  • such high molecular weights can be achieved constantly over a long period of time (here: at least 200 minutes).

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Abstract

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung Aryl-Aryl gekoppelter Verbindungen. Das Verfahren wird kontinuierlich durchgeführt, wobei zumindest zwei nicht miteinander mischbare flüssige Phasen (MOl) und (BOl) optional zunächst in einem Mischer (020) vermischt werden, anschließend die Reaktion kontinuierlich in einem Festbettreaktor (030) durchgeführt wird, und danach optional eine Online- Analyse (060) der Produkte (POl) vorgenommen wird.

Description

Verfahren zur Herstellung Aryl-Aryl gekoppelter Verbindungen
Die vorliegende Erfindung betrifft ein neuartiges Verfahren zur Herstellung von Aryl-Aryl gekoppelten Verbindungen.
Die Herstellung Aryl-Aryl gekoppelter Verbindungen ist sowohl in den Bereichen der Pharma- und Agrochemikalien als auch im Bereich der Optoelektronik von großem wirtschaftlichen und technischen Interesse. Bezüglich optoelektronischen Anwendungen ist beispielhaft die Verwendung Aryl-Aryl gekoppelter Verbindungen als organische Halbleiter, organische Solarzellen oder Flüssigkristalle zu nennen.
Die Reinheit der Aryl-Aryl gekoppelten Verbindungen ist von zentraler Bedeu- tung für die genannten sowie für weitere technische Anwendungen. Insbesondere bei der Darstellung von höhermolekularen Verbindungen, insbesondere von Polymeren, ist eine Reinigung oftmals sehr aufwendig und dadurch kostenungünstig. Bei der Herstellung von Polymeren ist es notwendig, diese mit genau spezifizierten mittleren Molekulargewichten zu erhalten, wobei oftmals auch die Molekular- gewichtsverteilung in engen Grenzen gehalten werden soll. Abweichungen von den Zielvorgaben bezüglich der Produktreinheit sowie der physikalischen und chemischen Eigenschaften können dazu führen, dass die Verbindungen nicht für die vorgesehenen Anwendungen genutzt werden können. Das Prinzip der Kupplungsreaktionen zur Herstellung von Aryl-Aryl Verbindungen ist schon seit längerer Zeit bekannt. Als Beispiel für die Synthese von Aryl- Aryl gekoppelten Verbindungen ist die Suzuki-Kupplung zu nennen [Synthetic Communications, 11 (7) (1981) 513]. Hierbei handelt es sich um die Kupplung von aromatischen Verbindungen, die eine Halogenid- bzw. Sulfonoxy-Funktion aufweisen, mit aromatischen Verbindungen, die eine Borsäure-Gruppe aufweisen (Hetero-Kupplung). Dabei wird die Reaktion in flüssiger Phase unter katalytischer Wirkung eines Pd-haltigen Katalysators in Verbindung mit der Aktivierung durch eine Base durchgeführt.
In mehreren wissenschaftlichen Arbeiten, die sich auf die Kupplungsreaktionen zwischen zwei verschieden organischen aromatischen Molekülen beziehen, sind Kupplungsreaktion mittels eines kontinuierlichen Verfahrens beschrieben. Basheer et al. [Tetrahedron Letters 45 (2004) 7297-7300] beschreibt die Durchfüh- rung von Suzuki-Kupplungsreaktionen zur Verknüpfung von jeweils zwei aromatischen Verbindungen zur Herstellung von Biphenylen an Pd-haltigen Nanoparti- keln. Dabei werden die Reaktionen in einem speziellen Kapillar-Mikroreaktor durchgeführt.
Lee et al. (Chem. Commun, 2005, 2175-2177) beschreibt Suzuki- Kupplungsreaktionen zur Verknüpfung von jeweils zwei verschiedenen einkernigen aromatischen Verbindung zur Herstellung von Biphenylverbindungen unter Verwendung eines speziellen Pd-haltigen Katalysators, wobei das Pd in Polyurethankapseln eingebettet ist. Dabei wird die Kupplungsreaktion unter anderem in einem kontinuierlichen Verfahren über eine mit dem Polymerkatalysator gefüllten HPLC-Säule durchgeführt.
He et al. [Appl. Catal. A: Gen., 274 (2004), 111-1 14] beschreibt Suzuki- Kupplungen zur Verknüpfung von einkernigen Aromaten zur Herstellung von Biphenylverbindungen, die mittels eines kontinuierlichen Verfahrens unter Ver- wendung von mit Pd beladenen, oxidischen Katalysatoren in einem Kapillarreaktor durchgeführt werden.
Als nachteilig der vorstehend genannten bekannten kontinuierlichen Verfahren zur (Hetero)kupplung ist zu nennen, dass während der Reaktion im (Kapil- lar)reaktor nur geringe Mengen an Edukt(en) umgesetzt werden können und die Verfahrensführung auf niedermolekulare organische Verbindungen beschränkt ist und nicht ohne Weiteres auf Polymerisationsreaktionen übertragen werden kann, insbesondere nicht auf solche, die zu hohen Molekulargewichten führen sollen. Weiterhin lassen sich in den Reaktoren, die in diesem Stand der Technik beschrieben sind, mehrphasige Reaktionen nicht oder nur schlecht durchführen.
Eine Anwendung von Kupplungsreaktionen zur Polymerisation ist in WO 03/048225 beschrieben. Die Offenbarung der WO 03/048225 beschränkt sich da- bei auf den nicht-kontinuierlichen Batch-Modus in einem Stirred-Tank-Reaktor. Dabei ist hier eine zweiphasige Reaktionsführung (wässrige Phase mit Base, organische Phase mit Aryl-Verbindungen) beschrieben. Nachteilig am in der WO 03/048225 beschriebenen Herstellungsverfahren sind die im Batch-Betrieb zwangsweise auftretenden Batch-zu-Batch-Variationen. Dies betrifft vor allem Polymerisationsreaktionen, bei denen es zum Ende der Reaktion zu einem starken, exponentiellen Anstieg der Kettenlänge kommen kann, der im Batch-Modus nur schwierig kontrolliert werden kann. Auch ist eine Beeinflussung einer einmal gestarteten Reaktion nur schwierig möglich.
Eine Aufgabe der vorliegenden Erfindung ist es demnach, ein Verfahren zur Herstellung von gekoppelten organischen Verbindungen, vorzugsweise von (Hete- ro)Aryl-(Hetero)aryl-C-C-Bindungen, vorzugsweise von Polymeren mit solchen Bindungen, bereitzustellen, welches eine gegenüber dem Stand der Technik verbesserte Prozess-Steuerung, Kontrolle der Endprodukte und Reproduzierbarkeit ermöglicht. Eine weitere Aufgabe besteht darin, diese Verfahren kostengünstiger und ressourcenschonender auszugestalten als dies nach den Verfahren des Standes der Technik möglich ist.
Diese Aufgabe, sowie weitere Aufgaben, werden dadurch gelöst, dass ein Verfah- ren bereit gestellt wird, in welchem die Aryl-Aryl Kupplung in einem verbesserten kontinuierlichen Prozess durchgeführt wird. Überraschend wurde im Rahmen von Versuchen (siehe Beispiele) gefunden, dass der kontinuierlich arbeitende Kapillarreaktor wie er für Kupplungsreaktionen niedermolekularer organischer Verbindungen bekannt ist, in Bezug auf den Stoffaustausch zwischen den zwei nicht- mischbaren Phasen limitiert ist. Diese Limitierung des kontinuierlichen Verfahrens kann durch den Einsatz eines Festbettreaktors (FBR) überwunden werden. Dieser FBR weist dabei Vorteile eines kontinuierlichen Reaktors auf, d. h. erlaubt insbesondere die Online-Kontrolle der Produkte.
Das erfindungsgemäße Verfahren zur kontinuierlichen Umsetzung von zumindest zwei flüssigen, nicht miteinander mischbaren (Edukt-)Phasen umfasst dabei vorzugsweise die folgenden Schritte:
i) Vereinigung von zumindest zwei flüssigen, nicht miteinander mischbaren Phasen in einem definierten relativen Mengenverhältnis;
iii) Einleiten der Mischung aus i), oder aus einem an i) anschließenden Schritt, in einen Festbettreaktor, der für eine bestimmte Verweilzeit bei einer definierten Temperatur von der Mischung durchströmt wird.
Vorzugsweise erfolgt die Vereinigung in Schritt i) in einem Mischpunkt. Weiter vorzugsweise ist dieser Mischpunkt dadurch gekennzeichnet, dass bei Austritt aus diesem Mischpunkt die zumindest zwei nicht miteinander mischbaren Phasen in einer Kapillare als "Pakete" oder als "Tröpfchen" vorliegen, die eine charakteristi- sehe Größe (Länge, Durchmesser) aufweisen, die nicht mehr als dreimal so groß ist wie der Kapillardurchmesser, vorzugsweise nicht mehr als zweimal so groß, weiter vorzugsweise nicht mehr als genauso groß (für beispielhafte "Pakete" von zwei nicht miteinander mischbaren Phasen: siehe Figur 7). Es kann dabei auch eine Phasendurchmischung auf makroskopischer oder mikroskopischer Ebene stattfinden, die mit dem bloßen Auge nicht erkennbar ist.
Jede flüssige Phase kann eine beliebige Anzahl von Komponenten in gelöster oder in teilweise gelöster Form enthalten.
In einer bevorzugten Ausführungsform kann zwischen den Schritten i) und iii) der Schritt ii) durchgeführt werden:
ii) Zuführen der Mischung aus i) in einen Mischer, in welchem eine Durchmischung der zumindest zwei flüssigen, nicht miteinander mischbaren Phasen erfolgt.
Bevorzugt als Mischer ist ein Mikromischer.
In einer weiteren bevorzugten Ausführungsform wird optional nach Schritt iii) der
Schritt iv) durchgeführt:
iv) Zuführen zumindest einer Phase der aus dem Festbettreaktor aus iii) zumindest ausströmenden zwei Phasen zu einem Online-Analysesystem; optional unter Zudosieren eines Lösungsmittels.
Unter "nicht mischbar" im Sinne der vorliegenden Erfindung ist zu verstehen, dass die beiden Phasen zwar teilweise mischbar sein können, nicht aber vollständig. Solange im Gleichgewicht zwei getrennte flüssige Phasen wahrnehmbar sind, sind diese als "nicht mischbar" anzusehen. Jede flüssige Phase kann eine beliebige Zahl an Komponenten gelöst enthalten. Ein Festbettreaktor im Sinne der vorliegenden Erfindung ist jeder Reaktor, welcher zumindest eine Einrichtung zum Stoffaustausch zwischen zwei Phasen aufweist, d.h. den Stoffaustausch zwischen zwei Phasen, insbesondere zwischen zwei flüssigen Phasen im Vergleich zu einem leeren Reaktor, insbesondere zu einem leeren Rohr, verbessert. Hierzu kann jede Einrichtung, die dem Fachmann bekannt ist eingesetzt werden, beispielsweise Platten, Schichten, Waben, Kanäle etc. Ein Sonderfall eines FBR im Sinne der vorliegenden Erfindung ist ein Schüttgutreaktor, der eine Schüttung von Partikeln enthält, vorzugsweise von sphärischen Partikeln mit einem Durchmesser von 1 μm bis 2000 μm, vorzugsweise von 50 μm bis 500 μm.
In einer bevorzugten Ausführungsform ist der Festbettreaktor so ausgestaltet, dass nach dem Ausgang des Festbettreaktors die zumindest zwei nicht miteinander mischbaren Phasen, die aus dem Reaktor austreten, in einer Kapillare in Form von getrennten Paketen in einer Länge vorliegen, die nicht mehr als dreimal so groß ist wie der Kapillardurchmesser, vorzugsweise nicht mehr als zweimal so groß, weiter vorzugsweise nicht mehr als genauso groß wie der Kapillardurchmesser (siehe Figur 7).
Ohne die Erfindung auf einen bestimmten Mechanismus festzulegen, soll der FBR so ausgelegt sein, dass dieser zur Intensivierung des Stoffaustausches zwischen den zwei nicht mischbaren flüssigen Phasen beiträgt.
Der Festbettreaktor ist bevorzugt rohrförmig. Ein FBR im Sinne der vorliegenden Erfindung weist zumindest einen Eingang und zumindest einen Ausgang auf.
In einer bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung ist die Steuerung und Regelung der gesamten Anlage inklusive der Prozessdatenerfassung zumindest teilweise, vorzugsweise auch größtenteils, oder auch vollständig, au- tomatisiert. Eine solche Automatisierung ist für Verfahren im Batch-Modus in diesem Umfang deutlich schwieriger. In einer bevorzugten Ausführungsform werden zur Steuerung der Flüssigkeitsströme Massendurchllussregler eingesetzt.
In einer weiteren bevorzugten Ausführungsform ist es mittels eines stromabwärts vom Reaktorausgang angebrachten Druckreglers möglich, eine Druckeinstellung vorzunehmen, so dass der Druck im FBR oberhalb des Normaldruckes liegt. Dadurch können auch Reaktionen bei Temperaturen durchgeführt werden, die oberhalb des Siedepunktes/der Siedepunkte der Lösemittel und/oder Reaktanden bzw. Mischungen liegen. Ein Sieden von einzelnen Komponenten im Schüttgutreaktor ist somit wirkungsvoll unterbunden. Dies ist eine vorteilhafte Ausgestaltung, da es beim Sieden zu Gasblasenbildung und somit zur Entmischung von einzelnen Reaktionskomponenten kommen kann, wobei sich die zwei nicht mischbaren Phasen, insbesondere die organische und wässrige Phasen, voneinander trennen kön- nen.
Für den Stofftransport im Rahmen des erfindungsgemäßen Verfahrens ist es bevorzugt, dass geeignete Fördermittel - wie beispielsweise Pumpen oder Druckbeaufschlagung - eingesetzt werden, mit deren Hilfe die Ausgangskomponenten, beispielsweise die zwei flüssigen, nicht mischbaren Phasen, vorzugsweise über ein Leitungssystem in den Mischer bzw., direkt oder vom Mischer, in den Reaktor geleitet werden.
Zum Flüssigkeitstransport eignen sich beispielsweise HPLC-Pumpen. Bei größe- ren Ansätzen ist es möglich, die gelösten Ausgangskomponenten bzw. die flüssigen Phasen mittels größerer und/oder anderer Pumpen durch die Leitungen zu transportieren. Dabei sollen die Flussraten der einzelnen Eduktströme möglichst genau kontrolliert werden können. Hierzu ist beispielsweise ist der Einsatz von präparativen HPLC-Pumpen bevorzugt. In einer bevorzugten Ausführungsform wird bzw. werden zum Transport zumindest eines Edukts Hochdruckpumpen eingesetzt, vorzugsweise Kolbenpumpen, die eine genau bestimmbare Flussrate er- möglichen (vorzugsweise mit einer Abweichung von 0,3 % oder weniger). Weiter vorzugsweise werden zur Zufuhr von zumindest zwei Monomeren zumindest zwei getrennte Kolbenpumpen mit einer relativen Abweichung in der Flussrate von jeweils 0,3 % oder weniger eingesetzt.
Vorzugsweise werden die zeitlichen und räumlichen Veränderungen der Stoffströme im hier vorliegenden kontinuierlichen Betrieb möglichst minimiert. Stabile Bedingungen lassen sich insbesondere dann einstellen, wenn die für die jeweilige Reaktion betrachteten optimalen Reaktionsbedingungen, beispielsweise in Vor- versuchen, aufgefunden wurden. Bei der Verwendung von Massenflussreglern zur Steuerung bzw. Regelung werden die Flüssigkeitsströme bevorzugt mittels Druckbeaufschlagung durch das Leitungssystem der Vorrichtung bewegt.
Vorteilhaft beim erfindungsgemäßen kontinuierlichen Verfahren ist auch, dass zunächst Lösungsmittel durch die gesamte Anlage gespült werden kann, um entweder Sauerstoff aus der Anlage zu entfernen, oder um die Anlage von sonstigen Verunreinigungen zu reinigen.
Vorzugsweise wird das erfindungsgemäße Verfahren unter inerten Bedingungen durchgeführt, d.h. unter Bedingungen, bei denen die Anwesenheit von Sauerstoff weitgehend oder möglichst vollständig ausgeschlossen ist. Dies wird unter anderem dadurch ermöglicht, dass die flüssigen, nicht miteinander mischbaren Phasen mit den einzelnen Ausgangskomponenten vor dem Beginn des Verfahrens gemäß den üblichen Methoden inertisiert werden. Dies kann vorzugsweise mittels Durch- leiten von Inertgasen wie Argon, Helium oder Stickstoff durch die Lösungen oder durch eine Behandlung mit Ultraschall erfolgen.
In einer bevorzugten Ausführungsform wird das erfindungsgemäße Verfahren für zumindest eine Kupplungsreaktion zwischen zumindest zwei (Hetero)aryl- Verbindungen eingesetzt (d. h. Aryl-Aryl, Aryl-Heteroaryl, Heteroaryl- Heteroaryl). Weiter bevorzugt ist ein Verfahren zur Umsetzung einer Halogen- oder Sulfonyl- oxy-funktionellen Aryl- oder Heteroarylverbindung mit einer aromatischen oder heteroaromatischen Borverbindung, bevorzugt in Gegenwart eines Katalysators, sowie in Gegenwart einer Base und eines Lösungsmittel(gemische)s, unter Bildung einer Aryl-Aryl- bzw. Aryl-Heteroaryl- oder Heteroaryl-Heteroaryl-C-C- Bindung.
Als Beispiel für eine solche Kupplungsreaktion ist die Suzuki-Kupplung genannt.
Eine mehrstufige Synthese unter Verwendung von zumindest zwei Monomeren, welche vorzugsweise zu Block-Polymeren bzw. Block-Copolymeren führt, ist im Rahmen der vorliegenden Erfindung bevorzugt.
In einer weiter bevorzugten Ausführungsform werden als Ausgangskomponenten in einer flüssigen Phase vorliegende Monomere eingesetzt, welche dann in einer Vielzahl von Kupplungsreaktionen zu Polymeren reagieren.
Vorzugsweise werden - für den Fall, dass die im FBR durchgeführten Reaktionen Polymerisationsreaktionen sind - die unterschiedlichen Monomere, die an der Reaktion beteiligt sind, gemeinsam in flüssiger Phase vorgegeben.
Da das erfindungsgemäße Verfahren kontinuierlich abläuft, erweist es sich gegenüber den bisher eingesetzten Batchprozessen auf dem Gebiet der Synthese von polymeren Verbindungen als überlegen. Dies liegt insbesondere auch daran, dass die Steuerung des Verfahrens mittels der nachgeschalteten Online-Analytik zu einer verbesserten Prozesssteuerung und Optimierung führt. So kann beispielsweise ein schneller Anstieg des Molekulargewichts sofort erkannt und die Reaktionsbedingungen können dann gegebenenfalls angepasst werden. Die vorliegende Erfindung ist allerdings nicht auf die Durchführung von Polymerisationsreaktionen beschränkt. Das erfindungsgemäße Verfahren eignet sich insbesondere auch für die organische Synthese von kleinen Molekülen.
In einer bevorzugten Ausführungsform werden die Edukte unter Verwendung des optionalen Schrittes ii) in einer Reihenschaltung von statischen Mischern zusammengeführt. Vorzugsweise werden hierfür Mikromischer eingesetzt. Es ist möglich, den Mischvorgang sequentiell vorzunehmen. Vorzugsweise werden auch beim Mischvorgang bestimmte Sequenzen beachtet, die beispielsweise daraus bestehen, dass in der Regel erst die Monomere mit der Base vermischt werden und im nächsten Schritt der gegebenenfalls verwendete homogene Katalysator zugeführt wird.
Anstelle des (Mikro)mischers von Schritt ii), oder zusätzlich hierzu, kann auch im Schritt i) der oben beschriebene Mischpunkt zur Vormischung eingesetzt werden. Vorzugsweise ist der Mischpunkt durch einen geringen Strömungsquerschnitt, ein geringes Totvolumen oder ein geringes inneres Volumen gekennzeichnet. All dies befördert Stoffaustausch und wirkt einer Phasentrennung entgegen.
Als Mischer werden bevorzugt statische Mikromischer eingesetzt. Diese enthalten keine beweglichen Teile. Dabei werden die zu vermischenden Fluide durch eine geeignete Anordnung von Mikrokanälen zunächst in eine große Anzahl von Teilvolumenströmen zerteilt und danach in engen Kontakt zueinander gebracht. Daraufhin vermischen sich diese vorzugsweise diffusiv.
Als Mikromischer können beispielsweise Mischer vom IMM (Institut für Mikro- technologie Mainz) eingesetzt werden. Mikromischer zeichnen sich dadurch aus, dass sie auch das Vermischen von Volumina im Milliliter-Bereich zulassen, vorzugsweise im Mikroliter-Bereich. Werden Mikrokanäle eingesetzt, so haben diese einen Durchmesser von unter einem mm, vorzugsweise von unter 500 μm. Bevorzugt eingesetzte Mischer sind unter den eingesetzten Reaktionsbedingungen sowohl druckbeständig als auch inert im Kontakt mit den eingesetzten Chemikalien. Edelstahl ist als Werkstoff für einen Mischer bevorzugt.
In einer bevorzugten Ausführungsform werden (Mikro)mischer, genauso wie die Vorlagen und Pumpenköpfe, mittels Heiz- oder Kühlvorrichtung temperiert.
Ist dem Schritt iii) in einer bevorzugten Ausführungsform der Schritt ii) vorgeschaltet, so weist die Apparatur Mischer und FBR auf. Bezüglich der geometri- sehen Ausgestaltung der gesamten Apparatur umfassend Mischer und zumindest einen FBR ist es vorteilhaft, dass die Apparatur ein geringes Totvolumen, d. h. ein geringes Volumen zwischen Mischer und FBR, geringe Strömungsquerschnitte sowie hohe Strömungsgeschwindigkeiten zwischen Mischer und FBR aufweist. Diese Maßnahmen wirken einer Phasentrennung entgegen. Durch die Phasentren- nung kann sich die in den Mikromischern generierte Mehrphasenströmung entmischen, was in der Regel nicht erwünscht ist. Bevorzugt ist, dass die in den (Mi- kro)mischern generierte Mehrphasenströmung unter möglichst geringer Separation in den FBR transferiert wird. Werden zwischen Mischer und Reaktor Leitungen verwendet, so haben diese vorzugsweise einen Durchmesser von 0,1 - 2 mm, weiter vorzugsweise zwischen 0,5 und 1 mm. Vorzugsweise handelt es sich dabei um Kapillaren.
Es ist in diesem Zusammenhang auch denkbar, dass eine direkte Kombination zwischen Mischer und FBR in einem Bauteil vorliegt, was wiederum besonders vorteilhaft sein kann, um die Separation der Mehrphasenströmung nach Möglichkeit auszuschließen. In diesem Sinne bevorzugt ist es auch, dass FBR und Mischer räumlich möglichst nahe beieinander liegen.
Die Reihenfolge, in welcher die einzelnen Komponenten der flüssigen Phasen bzw. die flüssigen Phasen selber (miteinander) gemischt werden, ist wichtig, um unerwünschte Reaktionen zwischen den unterschiedlichen Eduktkomponenten zu vermeiden. Deshalb kann es bevorzugt sein, ein mehrstufiges Mischverfahren durchzuführen, bei welchem zunächst mehrere Zweikomponentenmischungen erzeugt werden, die anschließend zusammengeführt werden. Hierzu alternativ kann zu Beginn eine einstufige Mehrkomponentenmischung aller Komponenten in zumindest einer der zumindest zwei flüssigen Phasen durchgeführt werden.
In Zusammenhang mit dem für Schritt iii) des Verfahrens verwendeten FBR sind folgende Ausführungsformen bevorzugt:
Im Gegensatz zu einem Kapillarreaktor erlaubt ein kontinuierlich arbeitender FBR, dass der Stofftransport zwischen den beteiligten flüssigen Phasen bei der Durchströmung durch eine geeignete Auslegung eines Festbettes intensiviert werden kann. Dadurch liefert der FBR einen signifikanten Beitrag zur Durchmi- schung der Mehrphasenströme, die dadurch unter verbesserten Reaktionsbedin- gungen reagieren können. Die Zweiphasenströmung, welche die Partikel umströmt, führt zu einer stetigen Erneuerung der Grenzfläche zwischen den beiden nicht mischbaren Phasen.
In einer bevorzugten Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens kön- nen - in einer besonders einfachen Ausführungsform - die aus der HPLC- Chromatographie bekannten Komponenten zum Einsatz kommen.
Bevorzugt sind die Reaktoren rohrförmig und weisen einen Innendurchmesser auf, der in einem Bereich von 1 bis 50 mm liegt, bevorzugt wird ein Bereich von 1 bis 20 mm; weiter bevorzugt wird ein Bereich von 1 bis 10 mm. Insgesamt sind die Innendurchmesser der eingesetzten Reaktoren vorzugsweise größer ist als diejenigen der in der Literatur beschriebenen Kapillarreaktoren.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung ist es bevorzugt, dass zwei oder mehr (Festbett-)Reaktoren hintereinander geschaltet werden, um hierdurch die Verweilzeit der Edukte bzw. des Edukts im Reaktor zu erhöhen. Dabei können in jedem Reaktor jeweils andere Verweilzeiten realisiert werden, beispielsweise durch unterschiedliche Dimensionierung (Durchmesser, Länge) etc. In den einzelnen Reaktoren können dabei gleiche und unterschiedliche Temperaturen eingestellt werden.
Die Verweilzeiten (VWZ) von einzelnen Volumensegmenten des Stoffstromes im FBR sind liegen vorzugsweise zwischen 1 und 150 min,- weiter vorzugsweise zwischen 1 und 60 min, weiter bevorzugt zwischen 1 und 30 min. Dabei ist die Verweilzeit die Zeit, in der z.B. ein definiertes Flüssigkeitsvolumen im Reaktor "ver- weilt". Die VWZ wird berechnet aus dem Quotienten des Reaktionsvolumens zum zugeführten Volumenstrom.
Partikelgrößen für die vorzugsweise zum Befördern des Stoffaustausches eingesetzten Partikel-Schüttung liegen in einem Bereich von 1 μm bis 2000 μm, bevor- zugt in einem Bereich von 50 bis 500 μm, weiter bevorzugt wird in einem Bereich von 150 bis 300 μm. Eine etwas größere mittlere Partikelgröße ist nicht ausgeschlossen, insbesondere, wenn das Verfahren beispielsweise bei höheren Strömungsgeschwindigkeiten durchgeführt wird.
Zur Herstellung des Festbetts eines Festbett- oder Schüttgutreaktors eignet sich jedes Material in jeder geometrischen Form, welches bei einer Mehrphasenströmung, insbesondere einer Zweiphasenströmung, zur Bildung/Vergrößerung der Grenzfläche zwischen diesen Phasen beträgt. Bevorzugt sind Materialien wie Glas, Keramik, Steatit, Aluminumoxid, Siliciumdioxid, Oxide von refraktären Metallen wie insbesondere Titanoxid, Zirkonoxid. Diese Materialien können porös oder nicht porös sein und mit Metallsalz-Lösungen getränkt und/oder beschichtet sein.
Neben oxidischen Materialien sind die folgenden inerten Materialien als Fest- bettmaterialien bevorzugt: PTFE, PEEK, Aktivkohle, glassy carbon, Graphit etc.
Weiter bevorzugt sind Metallpartikel als Schüttgut, insbesondere aus Ti oder E- delstahl. Als weitere nicht-oxidische Materialien seien Carbide und Nitride genannt, insbesondere SiC, SiN, TiC oder TiN. Monolithe oder Aufschäumungen der vorstehend genannten Materialien sind bevorzugt.
Weiterhin ist es bevorzugt, dass die Bettmaterialien Poren aufweisen, vorzugsweise Poren mit definierter Porengröße bzw. mit einem (hydraulischen) Durchmesser im Bereich von 1 bis 2000 μm, vorzugsweise von 10 bis 500 μm.
Der hydraulische Durchmesser dh ist der Quotient aus dem vierfachen Strömungs- querschnitt A und dem vom Fluid benetzten Umfang U eines Messquerschnitts: dh = 4*A/U. Der hydraulische Durchmesser von Teilchen in einem Reaktor mit 40 cm Innendurchmesser ist etwa 1 ,7 μm, im Fall von Teilchen deren Durchmesser 10 μm beträgt, und 0,045 μm für Teilchen deren Durchmesser 1 μm beträgt. Beträgt der Teilchendurchmesser 2 mm, so ist der hydraulische Durchmesser der Teilchen in einem Reaktor mit 40 cm Innendurchmesser 330 μm. In einem Reaktor mit einem Innendurchmesser von 2 cm und Teilchen mit einem Durchmesser von 100 μm beträgt der hydraulische Durchmesser 0,15 μm.
Insgesamt kann jedes Festbett vorzugsweise als Schüttung von Partikeln, als
S Src.hhaaiuimm n oHdperr a allss F Frriittttpe v vnorrlliipegσpenn.
Das Schüttgut/Festbett kann vorbehandelt werden, insbesondere gewaschen und klassiert. Ein Schüttgut mit Partikeln lässt sich durch Waschen mit heißem Lösungsmittel besonders gut reinigen und von Feinstaub befreien. Dies wird durch den kontinuierlichen Betrieb besonders erleichtert.
Der FBR kann in jede beliebige Raumrichtung angeordnet sein. In einer bevorzugten Ausführungsform ist er jedoch senkrecht angeordnet, so dass der Flüssigkeitsstrom den Reaktor von oben nach unten („down-flow") oder aber auch von unten nach oben („up-flow") durchströmen kann. Vorzugweise wird das Verfahren so durchgeführt, dass der Reaktor von unten nach oben („up-flow") durch- strömt wird. Der "up-flow"-Betrieb hat den Vorteil, dass - im Gegensatz zum "down-flow"-Betrieb - die flüssigen Phasen nicht durch den Reaktor "hindurchrieseln" können und somit Teile des Festbettes "trocken" lassen. Insgesamt vermindert der "up-flow"-Betrieb die Gefahr einer Phasentrennung.
Die Reaktionstemperatur liegt bevorzugt in einem Bereich von 20-180 °C; weiter bevorzugt wird das Verfahren bei einer Temperatur in einem Bereich von 60-150 0C und weiter bevorzugt in einem Bereich von 80-120 °C durchgeführt. Zur Beheizung des Reaktors, beziehungsweise auch des/der Mischer sowie der gesamten Anlage, können prinzipiell alle gängigen Verfahren eingesetzt werden. Als beispielhaft sind hier die folgenden Heizmethoden genannt: elektrisch, insbesondere in Kaskadenregelung; durch Strahlung, insbesondere Mikrowellen oder IR- Strahlung; fluidisch, insbesondere im Wärmetausch mit Dampf, Wasser, Öl etc.
Ein charakteristisches Merkmal des für das Verfahren eingesetzten bevorzugten rohrförmigen FBR ist durch das Verhältnis aus der Länge des Reaktors zu dessen Durchmesser (d.h. L/D-Verhältnis) gegeben. In einer bevorzugten Ausführungsform weist der für das Verfahren eingesetzte Reaktor ein L/D-Verhältnis auf, das im Bereich von 10: 1 bis 200: 1 liegt.
Ein weiteres charakteristisches Merkmal für das erfindungsgemäße Verfahren ist das Verhältnis von Partikelgröße zum Durchmesser des Reaktors (d.h. das P/D- Verhältnis). Dabei ist es bevorzugt, dass das P/D- Verhältnis in einem Bereich von 1 :5 bis 1 :200 liegt.
Eine möglichst geringe Breite der Partikelgrößenverteilung der Partikel der Schüttung des Festbettreaktors ist bevorzugt, weil damit eine günstigere und gleichmäßigere Verweilzeitverteilung der Flüssigkeitsströmung realisiert werden kann. Rein prinzipiell kann das erfindungsgemäße Verfahren in einem Druckbereich durchgeführt werden, der von 1-50 bar reicht. Vorzugsweise liegt der Druck jedoch in einem Bereich von 1-10 bar und weiter bevorzugt im Bereich von 1-5 bar.
Gemäß einer bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung ist eine Durchflussregelung für die einzelnen Eduktflussströme möglich. Es ist auch eine Regelung von Durchfluss und Temperatur als Resultat der anhand der Online- Analytik gewonnen Daten durch Rückkopplung denkbar.
Unter Online-Analytik wird im Sinne der vorliegenden Erfindung jede Analysemethode verstanden, die es ermöglicht, zumindest eine chemische und/oder physikalische Eigenschaft zumindest eines Produktes aus dem FBR analytisch zu ermitteln. Diese Analyse soll es erlauben, über den Status der Reaktion Auskunft zu erhalten und soll es ermöglichen, auf die Reaktion Einfluss zu nehmen. Eine solche Rückkopplung zwischen Analyse und Reaktionsführung ist bei Batch- Verfahren üblicherweise nicht möglich.
Der Einsatz einer analytischen Methode, durch die online direkt die Reaktionsprodukte charakterisiert werden können ist ein bevorzugter Aspekt des erfin- dungsgemäßen Verfahrens. Zu den Methoden für OnI ine- Analytik im Sinne der vorliegenden Erfindung zählt auch die kontinuierliche Probennahme. Als bevorzugte Analysemethode für Polymere wird Gelpermeationschromatographie (GPC) eingesetzt.
Vor einer GPC-Analyse ist gegebenenfalls die Entgasung der Probe notwendig. Gegebenenfalls ist es zweckmäßig, den Reaktionsabbruch durch eine entsprechende Temperierung des Produktstromes herbeizuführen. Eine Verdünnung der Probe mit Lösungsmittel ist möglich, z.B. auf ein Verhältnis von Probe zu Lösungsmittel von 1 : 100. In einer bevorzugten Ausführungsform werden kleine Probemengen eingesetzt. GPC wird bevorzugt so durchgeführt, dass die Wasserphase vor der Analyse nicht abgetrennt werden muss, sondern bei Verwendung einer geeigneten Säule auch mit injiziert werden kann.
Die Analysestrecke kann abschnittsweise oder insgesamt temperiert sein. Optional kann auch vor der Durchführung der analytischen Bestimmung eine Phasentrennung vorgenommen werden.
Weitere beispielhafte Methoden zur Online- Analyse sind: FT-IR (Fourier Transform Infrarot Spektroskopie), vorzugsweise mit ATR-Kristall (Durchflusszelle), zur Umsatzbestimmung anhand ausgewählter Banden von funktionellen Gruppen der Monomere, Lichtstreuung (Light scattering), UV-VIS-Spektroskopie oder Viskositätsmessungen. Die vorgenannten Meßmethoden weisen gegenüber GPC allerdings unter Umständen den Nachteil auf, dass eine Kalibrierung für jede neue Reaktionsmischung erforderlich werden kann. Bevorzugt wird FT-IR eingesetzt, um den Umsatz an funktionellen Gruppen zu kontrollieren, insbesondere auch online während des Reaktionsablaufes.
Weitere bevorzugte Ausführungsformen des erfϊndungsgemäßen Verfahrens umfassen zumindest einen der folgenden weiteren Schritte: a) Beheizung des Reaktors, vorzugsweise stufenweise Beheizung des Reaktors, weiter vorzugsweise in verschiedenen Heizzonen entlang der Strömungsrichtung mit unterschiedlicher Temperatur; b) nach dem Reaktorausgang Reaktionsabbruch durch Kühlung; c) Zusatz von "endcappern" nach dem Reaktorausgang; d) Lösungsmittelzusatz zur Verringerung der Viskosität nach dem Reaktorausgang; e) Zusatz weiterer Monomere nach jedem Reaktorabschnitt; e) Reihenschaltung mehrerer Reaktoren; f) Parallelschaltung zur Durchsatzerhöhung.
Im Sinne der vorliegenden Erfindung sind "endcapper" Moleküle oder Substanzen, welche den Abbruch des Kettenwachstums der Polymerisation bewirken. Vorzugsweise sind die erfindungsgemäßen endcapper monofunktionell. Weiter vorzugsweise limitiert der Einsatz von endcappern das maximal erreichbare Molekulargewicht des als Produkt erhaltenen Polymers. In einer bevorzugten Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens wird zumindest ein Typ von end- cappern schon auf der Eduktseite mit in den Reaktor eingebracht, um das am Ende der Reaktion erreichte Molekulargewicht zu regulieren bzw. zu begrenzen.
Als Lösungsmittel für die nicht-wässrige (organische) Phase werden bevorzugt Dioxan, Toluol oder THF bzw. Mischungen hiervon eingesetzt. Die Verwendung von THF ist besonders bevorzugt, da der Phasenkontakt durch THF verbessert wird. Mischungen im ungefähren Mengenverhältnis Dioxan : Toluol : THF = 1 : 1 : 1 werden besonders bevorzugt.
Bezüglich der erfindungsgemäß als Edukte eingesetzten Monomere besteht keine Beschränkung. Jedes Monomer kann dabei auch eine Mischung von zumindest zwei verschiedenen Monomeren sein. Dabei können sich die Monomere der Mischung bezüglich ihrer funktionellen Gruppe und/oder ihrer sonstigen Struktur unterscheiden. Vorzugsweise wird die Stöchiometrie unterschiedlicher funktioneller Gruppen ausgeglichen, beispielsweise 50:50.
Kurze Beschreibung der Figuren:
Fig. 1 zeigt ein Flussdiagramm mit dem Grundschema des erfindungsgemäßen Verfahrens (siehe Bezugszeichenliste am Ende der Beispiele);
Fig. 2 zeigt ein Flussdiagramm mit einem komplexeren Schema des erfindungsgemäßen Verfahrens (siehe Bezugszeichenliste am Ende der Beispiele); Fig. 3 zeigt ein Flussdiagramm mit einer seriellen Anordnung von Festbettreaktoren und mit stufenweiser Zugabe des Monomers (siehe Bezugszeichenliste am Ende der Beispiele);
Fig. 4 zeigt eine schematische Darstellung einer Ausführungsform eines Reaktors, wie er im erfϊndungsgemäßen Verfahren eingesetzt wird;
Fig. 5 zeigt experimentelle Ergebnisse, die für eine in einem Batchreaktor durchgeführte Polymerisationsreaktion erhalten wurden; die y-Achse gibt das gemittelte Molekulargewicht der Polymerisationsreaktion an und die x-Achse die Reaktionszeit;
Fig. 6 zeigt experimentelle Ergebnisse, die mittels kontinuierlicher Verfahren unter Verwendung eines Kapillarreaktor(B, C) sowie des erfindungsge- mäßen FBR (A) erhalten wurden; die y- Achse gibt das gemittelte Molekulargewicht der Polymerisationsreaktion an und die x-Achse die Reaktionszeit;
Fig. 7 ist eine fotografische Abbildung der Kapillarströmung am Ausgang eines erfindungsgemäßen FBR während der Durchführung eines erfindungsgemäßen Polymerisationsexperiments;
Fig. 8 zeigt Ergebnisse von schneller GPC als Nachweis dafür, dass im erfindungsgemäßen FBR online-Analytik (ca. 5 Minuten Zeitdauer) mit der gleichen Qualität möglich ist, wie konventionelle GPC (ca. 30 Minuten);
Fig. 9 zeigt das Molekulargewicht des Polymerproduktes in Abhängigkeit von der Verweilzeit für einem Kapillarreaktor ohne erfindungsgemäße Schüttung und mit langer Verweilzeit; Fig. 10 zeigt das Molekulargewicht des Produktpolymers, wie es aus einem erfindungsgemäßen Reaktor mit Festbettschüttung in kontinuierlichem Betrieb am Reaktorausgang austritt, und zwar in Abhängigkeit von der abgelaufenen Zeit;
Fig. 1 1 zeigt das Ablaufdiagramm einer Anordnung von drei hintereinander geschalteten kontinuierlich betriebenen Reaktoren mit Festbettschüttung;
Fig. 12 zeigt das Ablaufdiagramm einer Anordnung mit vier hintereinander ge- schalteten Kapillarreaktoren, die kontinuierlich betrieben werden und jeweils eine Festbettschüttung enthalten;
Fig. 13 zeigt eine besonders vielseitig einsetzbare Anordnung von fünf hintereinander geschalteten Festbettreaktoren, die kontinuierlich betrieben werden und welche in der in dieser Figur gezeigten Ausführungsform das Herstellen von Blockpolymeren ermöglichen;
Fig. 14 zeigt das Ablaufdiagramm für eine Anlage, die zur sequentiellen Synthese von verschiedenen Polymeren geeignet ist, und die ein Set von zwei Monomervorlagen mit jeweils vier verschiedenen Monomeren umfasst, aus denen selektiv verschiedene Polymerprodukte unter Zuhilfenahme des erfindungsgemäßen Verfahrens synthetisiert und auf ihre Eigenschaften untersucht werden können.
Figur 1 zeigt eine grundlegende Realisierung des erfindungsgemäßen Verfahrens. Monomer M 1 und Base B 1 werden in einem Mikromischer (020) vereinigt und gemischt. In einem weiteren Mikromischer (021) wird ein Katalysator C 1 zugemischt. Diese vorgemischte Mischung gelangt von unten, d.h. gegen die Gravita- tion in den Festbettreaktor (030). Das am Ausgang austretende Produkt wird der Online-Analysevorrichtung (060),(061) zugeführt (die vollständige Bezugszeichenliste ist am Ende der Beispiele abgedruckt).
Figur 2 zeigt eine komplexere Realisierung des erfindungsgemäßen Verfahrens. Am Ausgang des Festbettreaktors (030) wird der Produktstrom über ein Multi- portventil (090) wahlweise in einen Produktsammelbehälter oder zu einer Online- Analysenvorrichtung (060) befördert. Das Multiportventil (090) ist mit einer Probenschleife (ohne Bezugszeichen) und einer Lösungsmittelzuführung ausgestattet. Dadurch ist es beispielsweise möglich, eine definierte Menge an Probe aus dem Produktstrom zu entnehmen und diese anschließen mit Lösungsmittel (S02) über einen Mischer (10) in die Analyseneinheit (060) zu befördern, wobei zur Beförderung des Lösungsmittels beziehungsweise des Lösungsmittel/Probengemisches die Pumpe (084) und die Pumpe (085) verwendet werden. Hierdurch lässt sich die Probe aus dem Polymerproduktstrom Pl direkt in den für die Analyse erforderli- chen Verdünngungsgrad überführen, der beispielsweise für die GPC-Analytik notwendig ist. Der Sammelbehälter für das Polymerprodukt (Pl), der in Figur ohne Bezugszeichen dargestellt, kann auch - wie in Figur 2 dargestellt - mit einem Rührsystem ausgestattet sein.
Figur 3 zeigt ein Flussdiagramm mit einer seriellen Anordnung von Festbettreaktoren (030) - (032) und einer stufenweiser Zugabe des Monomers (siehe Bezugszeichenliste am Ende der Beispiele).
In Figur 4 sind zwei mögliche Ausgestaltungsformen von Reaktoren (030) darge- stellt, die für das erfindungsgemäße Verfahren eingesetzt werden können, wobei für jeden einzelnen dieser Reaktoren eine Übersichtsskizze und eine Schnittzeichnung dargestellt sind. Der Reaktor, der in Figur 2 auf der linken Seite dargestellt ist, weist ein geringeres Längen zu Durchmesser-Verhältnis auf als der Reaktor auf der rechten Seite. Bei den in der Figur 4 dargestellten Reaktoren (030) sind die Reaktorrohre (0301) beispielsweise über Schraubverbindungsteile (071, 072 und 073) mit Leitungsabschnitten (07') verbunden, wobei die Schraubverbindungen mit Dichtungen (074' und 074") abgedichtet sind.
Das Totvolumen eines solchen Reaktors ist gering. Die in Fig. 4 gezeigte Reak- torausführung ist analog zu einer HPLC-Säule.
Bei der Durchfuhrung von Polymerisationsreaktionen besteht prinzipiell das Risiko, dass der Reaktor verstopfen kann, sofern die Reaktion außerhalb der geeigneten Reaktionsparameter abläuft. Dies kann bei der Prozessoptimierung bekannter Reaktionen auftreten oder auch bei der Durchführung von noch nicht erfassten Reaktionen, bei denen beispielsweise die Viskositätseigenschaften der entstehenden Stoffe nicht richtig eingeschätzt werden können. Die bei einer unkontrollierten Polymerbildung auftretende Reaktorverstopfung ist jedoch unkritisch, da die Optimierung des Reaktionsprozesses zunächst unter Verwendung eines preiswer- ten Schüttgutes durchgeführt werden kann. Bei Dauerbetrieb ist es denkbar, mit einem strukturierten, erheblich teurerem Reaktor bzw. Schüttgut zu arbeiten. Es ist zu erkennen, dass das erfindungsgemäße Verfahren flexibel genutzt werden kann.
In Figur 5 ist ein typischer Reaktionsverlauf im Batch-Betrieb dargestellt. Mit fortschreitender Reaktionszeit steigt das Molekuargewicht des produzierten Polymers stark an (bis auf ca. 250.000 g/mol im vorliegenden Beispiel). Die Problematik besteht dabei darin, die Reaktion zum richtigen Zeitpunkt abzubrechen, um genau das gewünschte Molekulargewicht zu erhalten. Wird zu früh abgebro- chen, so ist das Molekuargewicht zu gering, wird die Reaktion zu spät beendet, ist das Molekulargewicht zu hoch. In beiden Fällen kann das Polymer nicht mehr wie vorgesehen verarbeitet werden. Durch den steilen (exponentiellen) Anstieg des Molekulargewichtes in diesem Bereich ist es sehr schwierig, den richtigen Abbruch-Zeitpunkt zu ermitteln, da im Batch-Betrieb keine adäquate Online- Analytik zur Verfügung steht. In Figur 6 sind die experimentellen Daten gezeigt, die bei einer Polymerisationsreaktion mittels Kapillarreaktor (Stand der Technik) sowie mittels erfindungsgemäßem FBR erhalten wurden. Bei den Versuchen wurden die Verweilzeit und die Reaktionstemperatur variiert. Zu erkennen ist, dass im Kapillarreaktor bei sehr geringen Verweilzeiten (0,5 min) nur sehr geringe Molekulargewichte an Polymer erreicht werden. Bei einer drastischen Erhöhung der Verweilzeit im Kapillarreaktor auf 60 min (durch Verlängerung der Kapillare und kleinere Volumenströme) kann eine signifikante Erhöhung des Molekulargewichtes erreicht werden. Bei einer Reaktionstemperatur von 98 0C können Molekulargewichte bis ca. 75.000 g/mol (ermittelt durch GPC) erreicht werden. Im Gegensatz hierzu arbeitet der erfindungsgemäße FBR wesentlich effizienter: Bei einer Verweilzeit von nur 7 min werden wesentlich höhere Molekulargewichte als im Kapillarreaktor bei 60 min erreicht. Bei einer Reaktionstemperatur von 98 0C wird ein Molekulargewicht von ca. 120.000 g/mol erreicht. Zudem ist eine starke Abhängigkeit des Molekulargewichtes von der Temperatur zu sehen: Steigende Temperatur führt zu einem deutlichen Anstieg des Molekulargewichtes. Ohne eine Festlegung auf einen bestimmten Mechanismus zu treffen, ist davon auszugehen, dass der Schüttgutreaktor deshalb effizienter arbeitet, weil der Stofftransport zwischen organischer und wässriger Phase intensiviert ist.
Figur 7 zeigt das Strömungsverhalten in der Kapillare am Ausgang des Reaktors. Das Foto zeigt die Mehrphasenströmung der Reaktionspartner in einer PTFE- Kapillare/Transferleitung nach dem Durchströmen des Schüttgutreaktors. Man erkennt das typische Verhalten für eine Mehrphasenströmung in einer Kapillare, das sogenannte Taylor-Flow-Regime. Als dunkel ist die wässrige Phase, als hell die organische Phase zu erkennen ("Pakete"). Der Innendurchmesser der PTFE- Kapillare beträgt 0,8 mm. Diese Form der Mehrphasenströmung in der Kapillare (vor allem die Gleichmäßigkeit) kann nur erreicht werden, wenn die zwei nichtmischbaren flüssigen Phasen im FBR gut miteinander vermengt sind. Die im Bild erkennbare Auftrennung in die Pakete tritt zudem erst in der Kapillare auf. Das Foto beweist also damit die gute Phasenvermischung im Reaktor. Würde im FBR eine Phasentrennung auftreten, wären die Plugs/Pakete von organischer und wässriger Phase am Reaktorausgang wesentlich größer und ungleichmäßiger. Das Strömungsbild entspricht im Prinzip dem Strömungsbild, welches in einer Kapil- lare gleichen Durchmessers direkt nach einem Mikromischer erreicht wird.
Figur 8 zeigt, dass schnelle GPC als nützliches Instrument zur Online-Analyse von Polymerisationsreaktionen taugt. Dabei sind die mit konventioneller GPC (ca. 30 Minuten Dauer pro Analyse) erhaltenen Ergebnisse für das Molekulargewicht ("ref ') gegen die mit schneller GPC (ca. 6 Minuten Dauer pro Analyse) erhaltenen Molekulargewichte ("rapid") aufgetragen. Der lineare Verlauf bestätigt die Äquivalenz der beiden Methoden.
Figur 9 zeigt das Molekulargewicht (gewichtsgemittelt) des Polymerproduktes, welches unter Verwendung des Kapillarreaktors wie in Beispiel 5 beschrieben erhalten wurde. Dieser Kapillarreaktor entspricht den Reaktoren des Standes der Technik, wie sie typischerweise für Kupplungen der in Beispiel 5 beschriebenen Art eingesetzt werden. Die besonders langen Verweilzeiten gemäß Ausführungsbeispiel 5 werden durch Wahl eines besonders langen Kapillarreaktors erreicht. Dabei sind extrem lange Verweilzeiten von bis zu 60 min erreichbar. Trotz dieser langen Verweilzeiten ist jedoch das erreichbare Molekulargewicht auf etwa 5 x l04 g/mol beschränkt. Damit illustrieren dieses Vergleichsbeispiel und die zugehörige Figur besonders deutlich, dass in der konventionellen Betriebsweise unter Verwendung konventioneller Kapillarreaktoren das Molekulargewicht für Kupplungsreaktion klar nach oben begrenzt ist.
Figur 10 zeigt demgegenüber, dass in einem erfindungsgemäßen Reaktor (wie in Beispiel 6 beschrieben) Molekulargewichte bis hin zu 3 x 105 g/mol erhältlich sind, und zwar konstant über einen langen Betriebszeitraum. Der beobachtete Be- triebszeitraum gemäß Figur 10 entspricht drei Stunden. Wie aus Figur 10 auch zu entnehmen ist, ist das Molekulargewicht über diesen langen Zeitraum kontinuier- licher Betriebsweise weitestgehend konstant. Somit illustriert Figur 10 nicht nur, dass unter Verwendung des erfindungsgemäßen Verfahrens und Einsatz des für diese Kupplungsreaktion erstmals beschriebenen Festbettreaktors nicht nur besonders hohe Molekulargewichte erreichbar sind, wie diese für die Anwendung gewünscht werden, sondern dass diese auch über einen langen Zeitraum mit gleich bleibender Qualität im kontinuierlichen Betrieb hergestellt werden können.
Figur 11 zeigt den Ablaufplan für eine Schaltung von drei erfindungsgemäßen Festbettreaktoren, wobei diese hintereinander geschaltet sind. Gemäß einer bevor- zugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung, wie diese in Figur 1 1 illustriert ist, sind zumindest zwei Reaktoren mit Festbettschüttung (030, 031) hintereinander geschaltet, um die Verweilzeit des Eduktes bzw. der Edukte im Reaktor zu erhöhen. Dabei ist es bevorzugt, dass diese zumindest zwei Reaktoren mit einer in einem Mikromischer (010) gemischten Mischung von zumindest einem Kataly- sator COl, zumindest einem Monomer MOl und zumindest einer Base BOl beaufschlagt werden.
Gernäß der in Figur 1 1 gezeigten Ausführungsform ist es weiter bevorzugt, dass das aus dem zweiten Reaktor (031) austretende Produkt zusammen mit einem endcapper EOl im kontinuierlichen Betrieb in einen weiteren Reaktor mit Festbettschüttung (032) eingespeist wird. Der endcapper EOl hat dabei die Funktion, zumindest eine funktionelle Gruppe des Polymerproduktes bzw. des noch vorhandenen Monomers abzusättigen und somit das Molekulargewicht zu kontrollieren. Die möglicherweise nicht abgesättigte weitere Endgruppe kann separat bei der Produktaufarbeitung behandelt werden.
Figur 12 zeigt eine Weiterentwicklung der Vorrichtung wie in Figur 1 1 gezeigt, wobei Aufbau und Verfahrensführung bis zum Reaktor (032) mit der bezüglich Figur 11 beschriebenen Anordnung identisch sind. In Ergänzung zu der in Fi- gur 11 beschriebenen Anordnung wird jedoch das aus dem dritten Reaktor (032) austretende Produkt in einem vierten Reaktor (033) mit einem zweiten endcapper E02 beaufschlagt, um somit auch die anderen Endgruppe im kontinuierlichen Betrieb abzusättigen.
Figur 13 zeigt den Ablaufplan für das kontinuierliche Herstellen eines Polymers aus einer Vielzahl von Monomeren (vorzugsweise aus zumindest zwei verschiedenen Monomeren) in einer besonders vielseitigen Anordnung, die einer bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung entspricht. Gemäß dieser bevorzugten Ausführungsform liegen zumindest fünf hintereinander geschaltete Reaktoren (030) bis (034) vor. Dabei wird in den ersten Reaktor (030) vorzugs- weise eine Mischung aus einem Mikromischer (010) eingeleitet, welche aus zumindest einem Katalysator (COl), zumindest einem Monomer (MOl) und zumindest einer Base (BOl) besteht. Getrennt von oder gemeinsam mit der Zufuhr des Gemisches aus dem Mikromischer (010) kann dem ersten Reaktor (030) auch bereits ein endcapper (E02) zugesetzt werden.
Die in Figur 13 gezeigte Ausführungsform ermöglicht das Herstellen von Block- (Co-)Polymeren, und zwar dadurch, dass dem Polymerprodukt aus dem ersten Reaktor (030) in einem zweiten Reaktor (031) ein zweites Monomer (M02) zugeführt wird. Dieses zweite Monomer reagiert dann mit dem bereits polymerisierten Monomer (MOl) aus dem ersten Reaktor und führt somit zur Bildung von Blockpolymeren. Abbruch der Polymerisationsreaktion erfolgt vorzugsweise in zwei nachgeschalteten Reaktoren (032) und (033), welchen jeweils ein endcapper (EOl) und (E02) für jeweils eine der beiden Endgruppen zugeführt wird.
Gemäß einer weiter bevorzugten Ausgestaltung wird der Katalysator in einem fünften Reaktor (034), welcher dem Reaktor (033) nachgeschaltet ist, neutralisiert bzw. abreagiert, und zwar durch Zugabe eines Mittels (ROl) zum Deaktivieren des Katalysators, beispielsweise von Carbamid. Damit tritt das endgültige Produktblockpolymer (POl) am Kopf des fünften Reaktors (034) aus. Figur 14 schließlich zeigt den Ablaufplan für eine Anlage zur sequentiellen Synthese von zumindest zwei verschiedenen Polymeren und/oder Blockcopolymeren. Gemäß dieser bevorzugten Ausführungsform liegen zumindest zwei verschiedene Monomervorlagen (100) und (101) vor. Vorzugsweise enthält jede Monomervor- läge zumindest ein, vorzugsweise jedoch mehr als zwei verschiedene Monomere.
Weiter vorzugsweise haben die Monomere (MOl, M02, ...) der einen Monomer- vorlage (100) jeweils die gleiche funktionelle Gruppe, unterscheiden sich aber physikalisch und/oder chemisch anderweitig voneinander. Dabei ist es weiter be- vorzugt, dass die Monomere(M 10, MI l , ..) der zumindest einen weiteren Mono- mervorlage (101) eine andere funktionelle Gruppe aufweisen als die Monomere der ersten Monomervorlage (100).
Sollten pro Monomervorlage zwei oder mehr verschiedene Monomere vorliegen, so können diese auch optional in einem Mischer (023) gemischt werden, bevor diese einem Reaktor zugeführt werden. Verschiedene Monomere aus zwei verschiedenen Monomervorlagen (100) und (101) können vor Eintritt in einen Reak- ior auch in einem Mikromischer (020) gemischt werden und/oder mit weiteren Komponenten aus den entsprechenden Vorlagen gemischt werden, beispielsweise mit einer Base (BOl) und/oder einem Katalysator (COl). Auch die Zugabe eines endcappers (EOl) ist zu diesem Zeitpunkt möglich.
Dabei ist es besonders bevorzugt, dass für die Herstellung von Blockpolymeren zumindest ein Monomer aus zumindest einer Monomervorlage in zumindest ei- nem Reaktor gegeben wird, während zumindest ein weiteres, vom ersten Monomer verschiedenes Monomer in einen dem ersten Reaktor nachgeschalteten Reaktor eingeführt wird, (in der Figur nicht gezeigt).
Bezüglich der Zahl, Art und Anordnung von hintereinander geschalteten Reakto- ren (030) bis (033) bestehen im Zusammenhang mit der hier beschriebenen Anlage zur sequentiellen Synthese von verschiedenen Polymeren keinerlei Beschrän- kungen. Dies gilt insbesondere in Bezug auf den Einsatz von Festbett- Schüttungen und die kontinuierliche Betriebsweise in Bezug auf zumindest zwei nicht miteinander mischbare flüssige Phasen. Diesbezüglich wird auf die vorstehende Offenbarung der gesamten Anmeldung hingewiesen.
Am Ausgang des letzten Reaktors der Anlage zur sequentiellen Synthese von Polymeren befindet sich bevorzugt ein Multiport- Ventil (090), welches vorzugsweise über eine Probenschleife (090')zur Entnahme von Proben verfügt.
Die in der vorliegenden Ausführungsform beschriebene Anlage zur sequentiellen Synthese von Polymeren umfasst vorzugsweise auch eine Positioniereinrichtung, mit welcher sequentiell viele verschiedene Proben einer vorbestimmten Größe entnommen werden können. Dabei wird vorzugsweise eine Anordnung (Bibliothek) von Proben (1 10) hergestellt.
Weiter ist es bevorzugt, dass über das Multiport-Ventil (090) separat eine Produktsammlung in größeren Behältern (120) vorgenommen wird, welche zur späteren Produktaufarbeitung und -Weiterverwendung geeignet sind.
Weiter bevorzugt verfügt die Anlage zur sequentiellen Synthese von Polymeren über zumindest eine Druckkontrolle und/oder über zumindest eine Flusskontrolle und/oder über zumindest eine Temperaturkontrolle (in Figur 14 ist nur die Druckkontrolle gezeigt).
Da die vorstehend beschriebene Anlage zur sequentiellen Synthese von Polymeren hochgradig automatisiert werden kann, ist diese Anlage insbesondere zum Herstellen einer Vielzahl von unterschiedlichen Polymer-Proben geeignet, welche kontinuierlich überwacht werden können. Dabei erweisen sich insbesondere die Stabilität des Molekulargewichts und die Möglichkeit, viele Parameter einstellen zu können, als vorteilhaft für die Herstellung einer Vielzahl von verschiedenen, wohl charakterisierten Polymeren. Beispiele
Die folgenden Beispiele sollen das erfindungsgemäße Verfahren beispielhaft anhand konkreter Ausführungsformen illustrieren. Dabei wird das erfindungsgemäße kontinuierliche Verfahren (Beispiel 4) mit dem aus dem Stand der Technik bekannten Batch- Verfahren (Beispiel 1) sowie Verfahren mit Kapillarreaktoren (Beispiele 2 und 3) verglichen. Da die Beispiele nur illustrativen Charakter haben, können sie die vorliegende Erfindung weder vollständig beschreiben noch auf die konkreten Ausführungsformen beschränken. Die in den Beispielen genannten Kopplungsreaktionen entsprechen dem folgenden Schema:
Bezüglich der Reste R, die gleich oder verschieden sein können, bestehen keinerlei Einschränkungen.
Der in den vorliegenden Beispielen gegebene Umsatz bezüglich Polymer ist nur beispielhaft. Der Umsatz kann im Bereich von 10 g/h bis 10 kg/h liegen, vorzugsweise 100 g/h bis 1 kg/h.
Beispiel 1 fVergleichsbeispiel: Betrieb im Batch-Modus)
Für die Reaktion wird ein Dioxan/Toluol-Gemisch mit 0,1 mol-% Pd (C=I lO"4 mol/L) angesetzt. Als Reaktion wird die Copolymerisation von 50 mol-% Bisbo- ronsäureester (Ml) und 50 mol-% Bisbromid (M2) durchgeführt. 4,003 g (5 mmol) Ml, 4,094 g (5 mmol) M2, 5,066 g (10 mmol) K3PO4 H2O werden in 100 ml Toluol/Dioxan-Gemisch und 50 ml Wasser gelöst und durch Durchleiten von Argon oder Stickstoff 30 min inertisiert. Die Lösung wird unter Schutzgas auf 87 °C Innentemperatur erwärmt, und anschließend werden 2,2 mg (lOμmol) Palladiumacetat und 9,1 mg (60 μmol) Tris-o-tolylphosphin gelöst in 1 ml des Lösungsmittelgemisches zugesetzt. Die Reaktionsmischung wird im Batch-Ansatz für 2 h unter Rückfluss erhitzt, bis die angestrebte Viskosität erreicht ist.
Beispiele 2 bis 4 (kontinuierliches Herstellungsverfahren)
Den Beispielen 2 bis 4 liegt jeweils derselbe Ansatz zugrunde: Dioxan/Toluol- Gemisch mit 0,4 mol-% Pd.; Copolymerisation von 50 mol-% Bisboronsäureester (Ml) und 50 mol-% Bisbromid (M2).
In getrennten Vorratsbehältern werden die Monomere Ml und M2, Base (K3PO4 H2O) und Katalysator (Palladiumacetat und Tris-o-tolylphosphin) vorgelegt und anschließend durch Durchieiten von Argon oder Stickstoff für 30 Minuten von Sauerstoff befreit. Vorzugsweise wird zum Intertisieren He eingesetzt, da dieses eine geringere Gaslöslichkeit aufweist. Monomer und Katalysator werden durch Zugabe von inertisiertem Dioxan/Toluol-Gemisch und die Base durch Zugabe von inertisiertem Wasser gelöst. Somit liegen eine organische Lösungsmittelphase und eine hiermit nicht mischbare wässrige Phase mit Base nebeneinander vor. HPLC- oder Spritzen-Pumpen fördern die jeweiligen Edukte bei definiertem Volumenstrom. Zuerst werden die Edukt-Ströme kontinuierlich in einem Mikro- mischer vermischt. Danach erfolgt die Reaktion (T=70-120 °C und p=5-10 bar) im jeweils im Beispiel angegebenen Reaktor. Hieran schließt sich die Probenahme an.
Bezüglich der eingesetzten Base bestehen erfindungsgemäß keine Beschränkungen. Als bevorzugte Basen werden K3PO4, Tetraethylammoniumhydroxid, NaOH, KOH oder KF eingesetzt. Als Konzentration der Base sind 2 bis 7 Moläquivalente K3PO4 pro Mol an eingesetztem Monomer bevorzugt.
Beispiel 2 ("Vergleichsbeispiel: Kapillarreaktor ohne Festbetf): Monomere: 50 mol-% Ml , 50 mol-% M2 c=0,08 mol/L V=0,0547 ml/min Base: 2,2 Äquivalente K3PO4 c=0,352 mol/L V=0,0391 ml/min
Katalysator: 0,4 mol-% Pd(OAc)2, 2,4 mol-% P(o-tolyl)3 c=3,2 10"4 mol/L Pd(OAc)2, c=l ,92 10"3 mol/L P(o-tolyl)3 V=0,0235 ml/min
Reaktor: Kapillarreaktor: 3000 mm Länge x 0 0,15 mm τ=0,5 min (Verweilzeit)
Beispiel 3 ("Vergleichsbeispiel: Kapillarreaktor ohne Festbett):
Monomere: 50 mol-% Ml , 50 mol-% M2 c=0,08 mol/L V=0,0547 ml/min
Base: 2,2 Äquivalente K3PO4 c=0,352 mol/L V=0,0391 ml/min
Katalysator: 0,4 mol-% Pd(OAc)2, 2,4 mol-% P(o-tolyl)3 c=3,2 10"4 mol/L Pd(OAc)2, c=l ,92 10'3 mol/L P(o-tolyl)3
V=0,0235 ml/min
Reaktor: Kapillarreaktor: 14000 Länge mm x 0 0,8 mm τ =60 min (Verweilzeit) Beispiel 4 (erfindungs gemäßer kontinuierlicher Betrieb im Festbettreaktor'): Monomere: 50 mol-% M 1 , 50 mol-% M2 0,08 mol/L V=0,0547 ml/min Base: 4,4 Äquivalente K3PO4
C=0,704 mol/L V=0,0391 ml/min Katalysator: 0,4 mol-% Pd(OAc)2, 2,4 mol-% P(o-tolyl)3
3,2 10-4 mol/L Pd(OAc)2, 1 ,92 10"3 mol/L P(o-tolyl)3 V=0,0235 ml/min
Reaktor: Edelstahl-Rohrreaktor: 250 mm x 0 3,2 mm
Steatit-Schüttung im Festbett (Partikelgröße 160 - 250 μm) τ =7 min (Verweilzeit)
Die Ergebnisse sind in Figur 6 gezeigt, Dort ist das gewichts-gemittelte Molekulargewicht Mw des erzeugten Polymers (in Einheiten von g/mol) als Funktion der Reaktortemperatur (in Grad Celsius) aufgetragen. Es ist klar ersichtlich, dass der kurze Kapiiiarreaktor (offene Kreise) ohne Festbett gemäß Beispiel 2 mit der entsprechend geringen Verweilzeit (VWZ) nicht zu einer nennenswerten eigentlich erwünschten Polymerisation führt. Der längere Kapillarreaktor gemäß Beispiel 3, der aber gleichfalls kein Festbett enthält) (offene Rauten) mit einer zwölffach längeren VWZ erreicht zwar Molekulargewichte von einigen Zehntausend, jedoch deutlich geringere Molekulargewichte als der erfindungsgemäße Festbettreaktor (gefüllte Quadrate) gemäß Beispiel 4, der zudem eine deutlich geringere, d.h. kos- tengünstigere VWZ aufweist.
Beispiel 5 (Vergleichsbeispiel mit Kapillarreaktor ohne Festbett bei besonders langer Verweilzeit*):
Monomere: 50 mol-% Bisboronsäureester, 50 mol-% Bisbromid c=0,08 mol/L m=23,l g/h (oder V=0,4052 ml/min) Base: 5,5 Äquivalente K3PO4 m=17,4 g/h (oder V=0,29 ml/min) Katalysator: 0,2 mol-% Pd(OAc)2, 1,2 mol-% P(o-tolyl)3 m=9,9 g/h (oder V=O, 17 ml/min) Lösungsmittel: Toluol:Dioxan:THF=l :l : l Reaktor: L=22000 mm, ID=0,8 mm PTFE-Kapillarreaktor Reaktionsbedingungen: 85 0C Reaktionstemperatur ab Probe 4: 95 °C Reaktionstemperatur
5 bar Reaktionsdruck
50 0C Probenahmetemperatur
-25.5 min Verweilzeit, ab Probe 7: -51 min Ver weilzeit bei 1/2 ges. Volumenstrom
Aus diesem Vergleichsbeispiel (siehe auch Figur 9) ergibt sich, dass auch bei ho- hen Verweilzeiten (bis zu einer Stunde) das maximal erreichbare Molekulargewicht begrenzt bleibt. Sollen vorliegend höhere Molekulargewichte größer als 5x l04 g/mol erreicht werden, so ist diese kontinuierliche Betriebsweise nicht mehr geeignet.
Beispiel 6 (erfindungsgemäßer kontinuierlicher Betrieb am Festbett):
Monomere: 50 mol-% Bisboronsäureester, 50 mol-% Bisbromid c=0,08 mol/L m=23,l g/h (oder V=0,4052 ml/min) Base: 5,5 Äquivalente K3PO4 m=17,4 g/h (oder V=0,29 ml/min)
Katalysator: 0,2 mol-% Pd(OAc)2, 1,2 mol-% P(o-tolyl)3 m=9,9 g/h (oder V=O, 17 ml/min)
Lösungsmittel: Toluol:Dioxan:THF=l :l : l Reaktoren: Rl : L=250 mm, ID=9,4 mm Edelstahlreaktor, 70-1 10 μm Quarzsand R2: L=250 mm, ID=9,4 mm Edelstahlreaktor, 70-1 10 μm Quarzsand
Reaktionsbedingungen: 85 °C Reaktionstemperatur 5 bar Reaktionsdruck
50 0C Probenahmetemperatur
-17,4 min Verweilzeit Durchsatz: ca. 1,5 g Polymer pro Stunde
Wie aus Figur 10 ersichtlich ist, sind in dieser Betriebsweise Molekulargewichte von 3 x 105 g/mol erreichbar, und zwar schon nach einer durchschnittlichen VWZ von ca. 17 Minuten. Wie aus Figur 10 auch ersichtlich ist, lassen sich solche hohen Molekulargewichte konstant über einen langen Zeitraum (hier: zumindest 200 Minuten) erreichen.
Bezugszeichenliste
MOl , M02... - Monomer 1 , 2, ...
BOl Base
COl Katalysator
EOl, E02 endcapper
POl Polymer
ROl Mittel zum Deaktivieren des Katalysators
SOl, S02... - Lösungsmittel 1, 2,...
GOl Inertgas
010 Mischer
01 1 - 015 Massenflussregler
020, 023 Mikromischer
030 - 034 Festbettreaktor
040 - 042 Heizung
050 Druckregler
060, 061 Online- Analysenvorrichtung
07 Leitungssystem
07 Leitungsabschnitt
080 - 085 Pumpen 1 bis 5
090 Multiportventil mit Probenschleife
91 - 93 Ventile
10 Mischer
0301 Reaktionsrohr
071 - 073 Schraubverbindungsteile
074', 074" Dichtungen
100, 101 Monomervorlagen
1 10 Bibliothek von verschiedenen Polymerproben
120 Produktsammelbehälter

Claims

Patentansprüche
1. Verfahren zur kontinuierlichen Umsetzung von zumindest zwei flüssigen, nicht miteinander mischbaren Phasen umfassend zumindest die folgenden
Schritte:
i) Vereinigung von zumindest zwei flüssigen, nicht miteinander mischbaren
Phasen in einem definierten relativen Mengenverhältnis;
iii) Einleiten der Mischung aus i), oder aus einem an i) anschließenden Schritt, in einen Festbettreaktor, der für eine bestimmte Verweilzeit bei einer definierten Temperatur von dieser Mischung durchströmt wird.
2. Verfahren nach Anspruch 1, wobei die Vereinigung von Schritt i) in zumindest einem Mischpunkt erfolgt.
3. Verfahren nach Ansprach 2, wobei der zumindest eine Mischpunkt so ausgestaltet ist, dass nach diesem Mischpunkt die zumindest zwei nicht mitein- ander mischbaren Phasen in einer Kapillare in Form von getrennten Paketen oder Tröpfchen vorliegen, wobei die besagten Pakete oder Tröpfchen in einer Länge oder einem Durchmesser vorliegen, die bzw. der nicht mehr als dreimal so groß ist wie der Kapillardurchmesser, vorzugsweise nicht mehr als zweimal so groß, weiter vorzugsweise nicht mehr als genauso groß wie der Kapillardurchmesser.
4. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 - 3, wobei der Festbettreaktor so ausgestaltet ist, dass nach dem Ausgang des Festbettreaktors zumindest zwei nicht miteinander mischbaren Phasen, die aus dem Reaktor austreten, in einer Kapillare in Form von getrennten Paketen oder Tröpfchen vorliegen, wobei diese getrennten Pakete oder Tröpfchen in einer Länge oder einem Durch- messer vorliegen, die oder der nicht mehr als dreimal so groß ist wie der Kapillardurchmesser, vorzugsweise nicht mehr als zweimal so groß, weiter vorzugsweise nicht mehr als genauso groß wie der Kapillardurchmesser.
5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 -4, wobei zwischen den Schritten i) und iii) der Schritt ii) durchgeführt wird:
ii) Zuführen der Mischung aus i) in einen Mischer, in welchem eine zumindest teilweise Durchmischung der zumindest zwei flüssigen, nicht mit- einander mischbaren Phasen erfolgt.
6. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 - 5, wobei nach Schritt iii) der Schritt iv) durchgeführt wird:
iv) Zuführen zumindest einer Phase der aus dem Festbettreaktor aus iii) ausströmenden zumindest zwei Phasen zu einem Online-Analysesystem.
7. Verfahren nach Anspruch ό, wobei der zu analysierenden Phase ein Lösungsmittel zudosiert wird.
8. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 -7, wobei der Festbettreaktor ein Schüttgutreaktor ist, der eine Schüttung von Partikeln enthält, vorzugsweise von sphärischen Partikeln, weiter vorzugsweise von sphärischen Partikeln mit einem Durchmesser von 1 μm bis 2000 μm, vorzugsweise von 50 μm bis 500 μm.
9. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 -8, wobei das erfindungsgemäße Verfahren für zumindest eine Kupplungsreaktion zwischen zumindest zwei (He- tero)aryl-Verbindungen eingesetzt wird, d. h. Aryl-Aryl, Aryl-Heteroaryl oder Heteroaryl-Heteroaryl-Kupplung, wobei die zwei Verbindungen gleich oder verschieden sein können.
10. Verfahren nach Anspruch 9, wobei das Verfahren zur Umsetzung einer Halogen- oder Sulfonyloxy-funktionellen Aryl- oder Heteroaryl Verbindung mit einer aromatischen oder heteroaromatischen Borverbindung, bevorzugt in Gegenwart eines Katalysators, sowie in Gegenwart einer Base und eines Lö- sungsmittel(gemische)s, unter Bildung einer Aryl-Aryl- bzw. Aryl- Heteroaryl- oder Heteroaryl-Heteroaryl-C-C-Bindung dient.
1 1. Verfahren nach Anspruch 9 oder Anspruch 10, wobei zumindest eine Kupp- lungsreaktion eine Suzuki-Kupplung ist.
12. Verfahren nach einem der Ansprüche 9 -11, wobei als zumindest eine Ausgangskomponente in zumindest einer der zumindest zwei flüssigen Phasen ein Monomer eingesetzt wird, welches dann in einer Vielzahl von Kupp- lungsreaktionen zu zumindest einem Polymer reagiert.
13. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 -12, wobei die Steuerung des Verfahrens mittels einer dem Festbetireaktor nachgeschalteten OnI ine- Analytik durchgeführt wird.
14. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 -13, wobei im Schritt ii) ein statischer Mikromischer eingesetzt wird, vorzugsweise eine Reihenschaltung von zumindest zwei solcher statischer Mikromischer.
15. Verfahren nach Anspruch 14, wobei ein mehrstufiges Mischverfahren durchgeführt wird, bei welchem zunächst mehrere Zweikomponentenmischungen erzeugt werden, die anschließend im oder vor dem Festbettreaktor zusammengeführt werden.
16. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 -15, wobei der zumindest eine Festbettreaktor rohrförmig ist und einen Innendurchmesser aufweist, der in einem Bereich von 1 bis 50 mm liegt, bevorzugt in einem Bereich von 1 bis 20 mm, weiter bevorzugt in einem Bereich von 1 bis 10 mm.
17. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 -16, wobei die Verweilzeiten von einzelnen Volumensegmenten des Stoffstromes im Festbettreaktor zwischen
1 und 150 min liegen, vorzugsweise zwischen 1 und 60 min, weiter bevorzugt zwischen 1 und 30 min.
18. Verfahren nach Anspruch 12, wobei als Online-Analysemethode Gelpermea- tionschromatographie (GPC) eingesetzt wird.
19. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 - 18, wobei die zumindest zwei nicht miteinander mischbaren flüssigen Phasen den Festbettreaktor von unten nach oben durchfließen.
20. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 - 19, wobei zumindest einer der folgenden Schritte zusätzlich ausgeführt wird: a) Beheizung des Reaktors, vorzugsweise stufenweise Beheizung des Reaktors, weiter vorzugsweise in verschiedenen Heizzonen entlang der Strömungsrichtung mit unterschiedlicher Temperatur; b) Reaktionsabbruch durch Kühlung nach dem Reaktorausgang; c) Zusatz von Endcappern nach dem Reaktorausgang; d) Lösungsmittelzusatz zur Verringerung der Viskosität nach dem Reaktorausgang; e) Zusatz weiterer Monomere nach jedem Reaktorabschnitt; e) Reihenschaltung mehrerer Reaktoren; f) Parallelschaltung mehrerer Reaktoren zur Durchsatzerhöhung.
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* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
PT1776181E (pt) 2004-01-26 2014-01-02 Harvard College Sistema e método para o fornecimento de fluidos
EP1676632A1 (de) 2004-12-28 2006-07-05 Covion Organic Semiconductors GmbH Verfahren zur Herstellung von Polymeren
JP5222632B2 (ja) * 2008-06-13 2013-06-26 白鳥製薬株式会社 ビアリール化合物の製造方法
CA2900708C (en) 2013-03-13 2021-06-15 Opko Diagnostics, Llc Mixing of fluids in fluidic systems
MX2017007576A (es) 2014-12-12 2018-03-09 Opko Diagnostics Llc Sistemas fluídicos que comprenden un canal de incubación, que incluye sistemas fluídicos formados por moldeo.
US9481764B1 (en) * 2015-10-13 2016-11-01 The Boeing Company Flow reactor synthesis of polymers
GB2571696B (en) 2017-10-09 2020-05-27 Compass Pathways Ltd Large scale method for the preparation of Psilocybin and formulations of Psilocybin so produced
JP7075247B2 (ja) * 2018-03-19 2022-05-25 東レエンジニアリング株式会社 リアクタ
CN110961060A (zh) * 2018-09-30 2020-04-07 中国石油化工股份有限公司 微通道反应器
EP3955936A1 (de) 2019-04-17 2022-02-23 COMPASS Pathfinder Limited Behandlung von depression und anderen verschiedenen störungen mit psilocybin
CN110732298B (zh) * 2019-11-21 2024-02-23 温州国仕邦高分子材料有限公司 微波辐射连续式水性树脂合成管道反应器
JP2022163533A (ja) * 2021-04-14 2022-10-26 オルガノ株式会社 白金族金属担持触媒カラムおよび炭素－炭素結合形成方法

Family Cites Families (25)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
IT1224640B (it) * 1987-11-20 1990-10-18 Vittorio Ragaini Procedimento per la realizzazione di reazioni chimiche in sistemi polifasici e relativa apparecchiatura.
DE4426671A1 (de) * 1994-07-28 1996-02-01 Hoechst Ag Verfahren zur Kreuzkupplung von aromatischen Borverbindungen mit aromatischen Halogenverbindungen oder Perfluoralkylsulfonaten
US6001229A (en) * 1994-08-01 1999-12-14 Lockheed Martin Energy Systems, Inc. Apparatus and method for performing microfluidic manipulations for chemical analysis
DE19816886C2 (de) * 1998-04-17 2001-06-07 Axiva Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polymerisaten
DE19925384A1 (de) * 1999-06-02 2000-12-07 Oxeno Olefinchemie Gmbh Verfahren zur katalytischen Durchführung von Mehrphasenreaktionen, insbesondere Hydroformylierungen
DE19927554C2 (de) * 1999-06-16 2002-12-19 Inst Mikrotechnik Mainz Gmbh Mikromischer
GB2359765B (en) * 2000-03-02 2003-03-05 Univ Newcastle Capillary reactor distribution device and method
DE10020630A1 (de) * 2000-04-27 2001-11-08 Merck Patent Gmbh Verfahren zur Oxidation von tertiären Aminen und Stickstoff-haltigen aromatischen Heterocyclen
JP2002273206A (ja) * 2001-03-16 2002-09-24 Mitsubishi Chemicals Corp 合成反応装置及びそれを用いる合成反応方法
US7010391B2 (en) * 2001-03-28 2006-03-07 Handylab, Inc. Methods and systems for control of microfluidic devices
WO2002078842A1 (en) * 2001-03-30 2002-10-10 Council Of Scientific And Industrial Research A novel catalytic formulation and its preparation
US6880576B2 (en) * 2001-06-07 2005-04-19 Nanostream, Inc. Microfluidic devices for methods development
DE10138828A1 (de) * 2001-08-14 2003-03-06 Bruno Berger Schrägrohrreaktor
GB0125622D0 (en) * 2001-10-25 2001-12-19 Cambridge Display Tech Ltd Method of polymerisation
DE10159946A1 (de) * 2001-12-06 2003-06-18 Covion Organic Semiconductors Prozess zur Herstellung von Aryl-Aryl gekoppelten Verbindungen
EP1534421B1 (de) * 2002-08-15 2006-09-27 Velocys, Inc. Verfahren in mikrokanalreaktoren mit gebundenem katalysator und einen gebundenen katalysator oder gebundene chirale hilfsmittel enthaltende systeme
DE10241814A1 (de) * 2002-09-06 2004-03-25 Covion Organic Semiconductors Gmbh Prozeß zur Herstellung von Aryl-Aryl gekoppelten Verbindungen
SK285692B6 (sk) * 2002-11-26 2007-06-07 Novácke Chemické Závody, Akciová Spoločnosť Zariadenie tvaru dvoch súosových stojatých valcovpre podmienky chemických technológií a spôsob jeho využitia
US6979751B2 (en) * 2002-12-23 2005-12-27 Eastman Chemical Company Processes for the preparation of higher molecular weight ketones
US7178386B1 (en) * 2003-04-10 2007-02-20 Nanostream, Inc. Parallel fluid processing systems and methods
KR20100038476A (ko) * 2004-11-16 2010-04-14 벨로시스, 인코포레이티드 마이크로채널 기술을 사용하는 다중상 반응 과정
US7557171B2 (en) * 2004-12-16 2009-07-07 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Halogen substituted metallocene compounds for olefin polymerization
EP1676632A1 (de) * 2004-12-28 2006-07-05 Covion Organic Semiconductors GmbH Verfahren zur Herstellung von Polymeren
US7547757B2 (en) * 2006-08-01 2009-06-16 Headwaters Technology Innovation, Llc Methods for manufacturing aryl-aryl coupled polymers
US20080076049A1 (en) * 2006-09-26 2008-03-27 Xerox Corporation Arylamine processes

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
See references of WO2007059946A2 *

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Publication number Publication date
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