PT98999A

PT98999A - Processo para a producao catalitica de lactida directamente a partir de acido lactico

Info

Publication number: PT98999A
Application number: PT98999A
Authority: PT
Inventors: Richard G Sinclair; Richard A Markle; Herman P Benecke
Original assignee: Battelle Memorial Institute
Priority date: 1990-09-18
Filing date: 1991-09-18
Publication date: 1992-07-31
Also published as: IE63141B1; MX9101130A; KR930702330A; EP0549698A1; ATE113944T1; JPH06501467A; IL99520A0; AU652963B2; HK175695A; MY106760A; US5332839A; AU8630591A; IE913273A1; FI95696C; WO1992005168A1; ZA917452B; KR0171431B1; DE69105144D1; EP0549698B1; NZ239825A

Description

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HISTORIAL__DA__INVENÇÃO A presente invenção refere-se a produção catalítica de lactida e raais particularmente à sua produção directamente a partir do ácido láctico.

Para atingir os objectivos desta Memória Descritiva, são usadas as seguintes definições: L^A: ácido láctico ou ácido 2-hidroxipropiónico LD: lactida ou 3,B-dimetil-1,4-dioxano-2,5-diona L^A: ácido lactoiláctico ou ácido láctico dímero LA: ácido lactoillactoilláctico ou ácido láctico trímero

O L^A: n-olígomero do ácido láctico. 0 DP ou o grau de polimerização do ácido láctico é "n", isto é, o número médio de unidades de ácido láctico que estão covalentemente ligadas no polímero ácido láctico. 0 ácido láctico possui um átomo de carbono assimétrico e, consequentemente, podem encontrar-se duas formas enansioméri-cas. A lactida por outro lado, possui dois átomos de carbono assimétricos de forma que podem encontrar-se três formas este-rioisómericas: L-lactida em que ambos os átomos de carbono assimétricos possuem a configuração L (ou S); D-lactida em que ambos os átomos de carbono possuem a configuração D (ou R); e

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meso-lactida em que um dos átomos de carbono assimétricos pos-sue a configuração L e o outro a configuração D. A L-lactida e a D-lactida são enansiómeros. Na produção de lactida a partir de ácido láctico seria vantajoso se a configuração absoluta da alimentação de ácido láctico fosse mantida na sua conversão em lactida. A lactida enansiomérita, especialmente a L-lactida tem utilidade na produção de polímeros especialmente de polímeros ambientalmente degradáveis tal como é proposto nas Memórias Descritivas das iáfcentes americanas de n2s de série 387 670; 387 676; 387 678; e 386 844.

Antigamente, a produção de lactida a partir do ácido láctico realizava-se pela formação inicial de ácido láctico oligomérico, L^A, mediante desidratação do ácido láctico aquoso seguida por uma reacção de trans-esterificação catalítica conhecida como "back-biting" como se ilustra abaixo.

Tal como acima se descreve, a despolimerização "back-bi-ting" do L^A resulta na produção de lactida. Os catalizadores propostos para uma tal reacção incluem estanho em pó, hele-tos de estanho, ou carboxilatos (publicações EP 261 572 e 275 581); alcóxidos de estanho (Patente inglesa η2 1 007 347); e zinco ou estanho (publicação EP 264 926) e Memória Descritiva da patente americana n2 4 797 469).

Os processo adicionais compreendem o descrito na Memória Descritiva da Patente americana n2 4 727 163 na qual se descreve o aquecimento de um sal dum metal alcalino ou de um metal alcalino-terroso dum ácido 2-nalo-propiónico num solvente não aquoso para obter lactida, e o descrito na Memória Descritiva da Patente americana n2 4 070 375, que prepara 1,4-dioxar-no-2-ona e 5-substituído-1,4-dioxano-2-onas por contacto de C0 com formaldeído, um 1,2-glicol e um catalizador HF. A Memória Descritiva da Patente americana n2 4 727 163 degrada termicamente um núcleo poliéter estável/copolino bloco do ácido "e^-hidróxi (és ter) sob vácuo para obter ésteres ciclícos. A Patente norte-americana n2 4 835 293 tracciona um pré-polímero que compreende um polímero dum ácido c»<-hidróxi(éster) ou um seu copolímero bloco num poliéter estável à pressão atmosférica ou super-atmosférica enquanto mantém a aspersão dum gás inerte da mistura reactiva para envolver os vapores ésteres ciclícos que se formam. cos A conversão directa do ácido láctico em lactida com ou sem conservação da configuração absoluta dos átomos assimétri-não é apresentada na técnica.

Descrição alargada da invengão 0 ácido láctico aquoso para os propósitos da presente invenção compreende uma mistura aquosa de um ou mais dos L^A, L^A e L^A, opcionalmente com a presença de LD. A presente invenção é entendida para um processo de fluxo para a preparação de L-lactida a partir de ácido L-láctico aquoso. 0 processo inventivo compreende a conversão do ácido láctico aquoso de alimentação para o estado de vapor. 0 ácido L-láctico é o que possui a configuração preferida para a preparação de L--lactida, e deve entender-se que mesmo apesar do símbolo configuração não ser usado ao longo desta aplicação, a ela nos referimos. Os vapores de alimentação que passam através dum reactor são mantidos a temperaturas elevadas, no qual são opcionalmente colocados catalizadores alumina. 0 produto removido do reactor compreende lactida, água, e ácido láctico aquoso que não reagiu e que são posteriormente submetidos a separação para recuperar o produto lactida. 0 ácido láctico que não reagiu é eleito para readmissão no processo de preparação de lactida adicional. A realização deste processo cíclico da presente invenção compreende as fases de passagem do ácido de alimentação láctico aquoso para dentro duma zona de vaporização com filtrado ácido láctico aquoso que não reagiu duma outra fase do processo formando-se assim vapores de alimentação do ácido láctico aquoso. Os vapores então gerados passam através duma zona reaccional em fase de vapor mantida a temperaturas elevadas para se obter aí lactida. A lactida sob a forma sólida é separada do filtrado ácido láctico aquoso que não reagiu; e o filtrado é reciclado dentro da zona de vaporização na fase inicial do processo. r·- / $ ·"

As vantagens da presente invenção compreende a capacidade de converter ácido láctico aquoso directamente em lactida de elevada pureza. Outra vantagem é que os átomos de carbono assimétricos no produto lactida predominam com a mesma configuração absoluta que o ácido láctico aquoso de alimentação a partir do qual é preparado. Outra vantagem deste processo compreende a possibilidade de reciclagem de ácido láctico aquoso que não reagiu. Uma outra vantagem é que se trata de um processo em que resultam poucos produtos secundários não desejáveis. 0 processo origina apenas pequenas quantidades de LnA (onde n é 3 ou mais), mas predominantemente LD, L^A e água.

Os peritos na técnica reconhecerão a vantagem deste produto como sendo facilmente vaporizável, não viscoso e reciclável, em comparação com o estado actual da técnica, em que n é 3 ou mais. Estas e outras vantagens serão facilmente apreensíveis pelos peritos na técnica, a partir da descrição aqui apresentada.

BREVE__DESCRIÇÃO DOS ESQUEMAS A Figura 1 é uma representação esquemática dum reactor laboratorial usado nos exemplos; e A Figura 2 é um diagrama de fluxo representando um processo cíclico para a produção de lactida a partir da alimentação de ácido láctico aquoso de acordo com a presente invenção. i

Os desenhos serão abaixo descritos, em detalhe.

Logo, observar-se-á que o L^A se encontra em equilíbrio com olígomeros do ácido láctico em água. Mediante a remoção da água estas reacções deslocam-se para a direita. De facto, o L^A e os oligomeros do ácido láctico de peso molecular (L^A) são produzidos mediante a desidratação do ácido láctico aquoso. assim, deve estar presente água suficiente, de forma a que o equílibrio acima descrito favoreça a de L^A, L^A, e L^A como stock de alimentação. As quantidades excedentes de água são permissíveis tendo em conta as despesas de manuseamento e cus-! tos de energia associados. Tal facto apresenta a vantagem de deslocar o equilíbrio para a esquerda favorecendo a formação)

Λ a ί ?

I de materiais de alimentação mais voláteis. 0 stock de alimentação do ácido láctico aquoso é convertido em vapor mediante passagem dentro duma zona de reacção da fase de vapor. 0 ácido láctico aquoso em fase líquida na zona de reacção que compreende o catalisador origina rendimentos de lactida muito inferiores e uma lactida de pureza mais baixa, em comparação com o uso de ácido láctico de alimentação em fase vapor. Logo, é desejável que o ácido láctico aquoso de alimentação, seja convertido na sua fase vapor antes de entrar para a zona de reacção. Deve reconhecer-se que, no entanto, é tolerável na alimentação a presença de algum ácido láctico em fase líquida à custa do produto lactida.

Como a conversão do ácido láctico (ou mais propriamente os seus oligomeros ) em lactida tem sido um processo catalítico, na técnica, as pesquisas iniciais empenham-se na descoberta duma forma de conversão directa de L^A em LD concentrando--se na selecção dum catalisador que seja efectivo na conversão directa de L^A em LD. Enquanto as pesquisas demonstraram ser frutíferas, estão sempre presentes co-produtos de degradação não desejados, nomeadamente monóxido de carbono (C) e acetal-deído, baixando assim o rendimento efectivo do ácido láctico em LD mesmo quando são usadas técnicas de reciclagem. Enquanto os leitos de vidro permitiram por si só a conversão directa do ácido láctico em LD, parecia que o catalisador não era essencial para o processo. Tal facto conduziu à descoberta fundamental: quando L^A é convertido no seu vapor correspondente ( ou o seu dímero L^A ou trímero L^A) e passa através duma zona de reacção mantida a temperatura elevada, forma--se LD (apesar de níveis reduzidos comparativamente ao uso dum catalisador) e o CO apresentava-se a /ou abaixo dos níveis de ι detecção do equipamento usado. Logo, de uma forma alargada, a I i f

invenção compreende a conversão directa de L^A, L^A, ou L^A em LD numa reacção em fase vapor que é conduzida de preferência como um processo de fluxo usando a assistência duma substância veicular gasosa para fazer passar os reagentes para dentro e para fora da zona de reacção e para remoção duma corrente de fluxo. Devido ao facto da corrente do produto LD bruto compreender virtualmente apenas L^A e L^A (isto é, não existem virtualmente olígomeros LA), o processo é especialmente capaz de ser ciclíco com o objectivo de aumentar substancialmente o rendimento global de LD a partir do ácido láctico de alimentação. Um reconhecimento fundamental da presente invenção é que a LD é suficientemente estável em presença de ácidos lácticos aquosos vaporizados que podem ser isolados .

Como a água se encontra no fluxo de alimentação e a água da reacção está presente no reactor, o processo é conduzido sob condições hídricas. Analogamente, tal significa que o LA ϋ pode ser convertido em L^A mais L^A. Como se acredita que o LgA seja a espécie principal que cicliza para formar LD, a formação de L^A a partir de L^A e L^A beneficia o rendimento de LD .

Nesta conjuntura, é prejudicial manter as equações de equilíbrio inicialmente discutidas. 0 "ácido láctico" como um item de stock químico não é L^A puro em água, mas sim uma mistura em equilíbrio de L^A com espécies oligoméricas de elevado peso molecular, em função da concentração do L^A em água, temperatura e outros factores. A técnica sempre se debateu com LgA e espécies oligoméricas de peso molecular mais elevado por conduzir uma reacção adversa para a produção de LD. A presente invenção é única pelo facto de a alimentação ácido láctico, no que se refere à composição inicial, ser processada

t !> /,. , ' ou mantida em equilíbrio para primeiramente ser enriquecida em L..A e L A (e algum L A), e isenta de olígomeros de elevado X <L o peso molecular LnA. Logo, o ácido láctico de alimentação para os propósitos presentes compreende L^A, L^A, L^A e suas misturas, opcionalemnte com a presença de LD. Sempre que uma reacção de equilíbrio acontece, quantidades menores de espécies oligoméricas de mais elevado peso molecular podem estar presentes no ácido láctico de alimentação, se bem que não desejadas, podem ser toleradas em quantidades menores.

Quando o ácido láctico aquoso que não é separado a partir do produto de reacção da lactida após lavagem com água, pode também ser processado, por exemplo, por destilação, para re-estabelecer uma alimentação desejada e para misturar com o ácido láctico de alimentação adicional que pode ser tratado de forma similar. Desde que se combinem duas correntes de produto dentro duma corrente de produto composto para reciclagem na zona de reacção da fase-vapor, cada uma delas é tratada e/ou ajustada em termos de teor em L^A, L^A e L^A para a produção duma corrente de alimentação de reciclagem desejada para admissão na zona de reacção da fase-vapor, para a produção de LD .

Tal como acima se referiu, o rendimento em lactida por ser significativamente aumentado (por exemplo, para o dobro ou mais) fazendo-se entrar em contacto os vapores de alimentação de ácido láctico com um catalisador colocado dentro da zona de reacção da fase-vapor. Porque o catalisador aumenta também a degradação da formação de co-produtos, principalmente CO e acetaldeído, o operador tem oportunidade de controlar o rendimento, o factor selecção e economia do processo por escolha criteriosa para a inclusão de f e tipos de catalisadores a usar no processo. i / f'' r r >( . ' 12 k'·"· 1

No que diz respeito aos catalisadores que podem opcionalmente ser armazenados na zona de reacção na fase-vapor, os ca-talizadores alumina (especialmente os que compreendem um teor em alumina elevado, por exemplo, mais do 30% em peso), parecem ser os preferidos no aumento de rendimento de LD enquanto minimizam a formação do co-produto CO. Outros catalisadores que desenvolvem alguma actividade incluem silica, combinações

de alumina-silica, e zeólitos. Os catalisadores acídicos in-R cluem Amberlyst resinas ácidas de permuta iónica, tendem a favorecer a produção de CO quase até ao ponto de excluirem a produção de LD, Um sistema de ácido prótico, tal como ácido fosfórico/Kieselguhr, desenvolve apenas quantidades ligeiras de LD. As partículas de catalisadores com tamanhos compreendidos entre 2 e 6 mm foram ensaiadas e revelaram-se funcionais , logo provou-se que o rendimento varia em função do tamanho das partículas do catalisador. 0 ácido láctico é convertido para a sua fase de vapor de preferencia por vaporização numa corrente gasosa aquecida sob as condições ambiente, por exemplo, percentagem de compostos orgânicos meio ambiental do stock de alimentação, temperatura, pressão, composição do stock de alimentação,etc.. Um limite superior de temperatura é esatbelecido pela decomposição da temperatura do ácido láctico( e de outros ingredientes no stock de alimentação), dos materiais de construção, do consumo de energia e factores semelhantes. 0 ácido láctico pode ser convertido para a sua fase de vapor a uma temperatura compreendida entre cerca de 1002C e 2502C, e vantajosamente entre cerca de 1502C a 2252C. A pressão mantida durante a conversão do ácido láctico, e vantajosamente, no reactor, é atmosférica, ainda que sub-atmosférica ou reduzidas a pressões que podem ser mantidas ou reduzidas, se desejável ou conveniente, se necessário. i r .·, ' 13 0 processo é conduzido, de preferência, fazendo-se passar vapores de alimentação de ácido láctico com a ajuda duma substância actuando como veículo gasoso, quente, através da zona de reacção em fase gasosa que, opcionalmente, compreende um leito do catalisador alumina. A substância gasosa pode ser um gás inerte, tal como azoto, ou pode ser um gás condensável, tal como um material orgânico, por exemplo, alquilo benzenos, especialmente aqueles cujo ponto de ebulição é idêntico ao da LD. Os solventes alquilo benzenos preferidos e representativos incluem os alquilo em C.^- ^22 benzenos, e de preferência Do-decil benzeno ou Tridecil benzeno. As fracções de destilação que possuem uma composição média de Dodecil benzeno são também apropriadas para 0 uso na presente invenção. Estas fracções mistas fornecem o ponto necessário, não são tóxicas, e existem no mercado. Deve tomar-se o cuidado em assegurar que 0 material orgânico não reage com o sistema do catalisador e espécies de ácido láctico. A substância que actua como veículo gasoso ajuda a transportar os vapores do ácido láctico para dentro do reactor e remover a partir deste os produtos lactida e água. Adicionalmente, os esforços de recuperação de LD podem ser aumentados mediante o uso de solventes orgânicos condensáveis .

As considerações da pressão de vapor indicam que L^A, L2A e água vaporizarão predominantemente numa substância veicular gasosa quente, pelo que as espécies oligoméricas de ácido láctico de peso molecular mais elevado diminuem a tendeência de vaporização com 0 aumento dos pesos moleculares. Num dispositivo de reacção adequadamente desenhado, a substância veicular gasosa quente combinada e 0 ácido láctico aquoso de alimentação podem passar continuamente através do material de alimentação que é isento em L^A em virtude da sua preferencial dentro da zona de reacção em fase de vapor. A alimentação será

também isenta em L^A por reciclagem de LD, vaporização ou ambas. Este tipo de arranjo permitirá que o vapor e água quente resultantes do fluxo de alimentação recente hidrolize espécies de ácido láctico oligoméricas não vaporizadas favorecendo L^A e L^A que serão rápidamente vaporizados na substância veicular gasosa quente. Esta técnica é referida como in siti hidrólise vaporização. Esta técnica permite também melhorar o rendimento de LD convertendo espécies oligoméricas de ácido láctico em L^A e L^A que podem ser directamente convertidas em LD de acordo com os preceitos da presente invenção. A presença de água no reactor ajuda a supressão da formação de oli-gomeros LnA de peso molecular mais elevado.

Testes exaustivos da presente invenção revelaram que a esteroespecificidade da reacção é de cerca de 90% no produto L-lactida, sendo o restante tipicamente meso-lactida. A pequena de composição do ácido L-láctico ocorre como é evidenciado pelo baixo teor em monóxido de carbono e muito baixo teor de ácido acrílico dos produtos existentes no reactor.

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Os processo ciclícos para a produção de LD a partir de ácido láctico aquoso pode ser preparado segundo uma variedade de configurações. Uma das tais configurações é a apresentada na Figura 2. No que diz respeito a esta Figura , o ácido láctico aquoso de alimentação 30 e o filtrado de ácido láctico que não reagiu 32 obtido numa outra fase do processo passam para dentro duma zona de aquecimento 34 que pode ser um pote ou dispositivo de destilação apropriadamente configurado. A água é destilada a partir do conteúdo da zona de aquecimento 34 e removida via conduta 36. A lactida pode também estar presente na corrente 36 e pode ser filtrada a partir desta mediante o arrefecimento apropriado da corrente de vapores removidos na conduta 36. Uma remoção suficiente de água realiza-

3

-se na zona 34 para desenvolver uma ou mais das espécies L^A, LA, LA. No que diz respeito a este facto, faz-se referência

eL O ao pedido de depósito usualmente designado sob o n2 de série 584 126, emitido em 18 de Setembro de 1990 por Sinclair, et al, que produz LD a partir de alimentação láctica aquosa láquida submetendo a alimentação a aquecimento para destilar a água aí compreendida até a alimentação aquecida possuir um DP (grau de polimerização) não substancialmente superior a cerca de 2, suspendendo o aquecimento para desenvolver um produto LD em bruto. Tal processo pode ser vantajoso na utilização para tratamento do fluxo de reciclagem na zona 34 na admissão no reactor 40.

Uma vez alcançada a composição de stock de alimentação de ácido láctico desejada, tal stock de alimentação é removido atarvés da conduta 38, passando para dentro do reactor 40 com o fluxo da substância veicular gasosa quente 42, de preferência azoto, tendo sido aquecido até uma temperatura de reacção adequada para combinação com a alimentação stock de ácido láctico aquoso 38 e ajuda na vaporização de L^A, água e L^AÍou ciclização de L^A) para passar através da zona reaccional de fase de vapor armazenada dentro de reactor 40. Tal como se discutiu acima, podem ser preparadas várias configurações para a formação de vapores de ácido láctico aquoso. 0 reactor 40 pode compreender opcionalmente um leito de catalisador. 0 produto lactida é removido do reactor 40 e passa através da conduta 44 para dentro da zona de remoção 46 que pode ser adequadamente um exaustor ou um dispositivo similar com fluxo tangencial. Em operações em laboratório e pequenas fábricas, o exaustor 46 pode ser mantido frio (entre cerca de | -782C a 102C). A 102C, a LD é, de preferência, removida sob j a forma de uma camada cristalina abaixo do tubo de entrada e i .1 %

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a L^A é removida sob a forma líquida no fundo do exaustor 46. A -782C, a LD é removida sob a forma duma massa cristalina di-rectamente abaixo do tubo de entrada e a LD é removida sob a forma sólida ao longo das paredes desse mesmo tubo. A superfície interna do recipiente 46 é então raspada e lavada com água fria e o conteúdo deste passa para dentro da zona de separação 48 através da conduta 50. Na zona de separação 48, o material arrefecido é agitado e submetido a filtração para remoção do produto lactida através da conduta 52. A LD é tipicamente seca sob vácuo em presença de pentóxido fosforoso para remover suavemente a água de ligação. Os gases são removidos através da conduta 44 a partir do reactor 40 e recolhidos através da conduta 54 e passam através de várias redes no sentido de condensar o material condensável aí contido. 0 filtrado da zona de separação 48 passa então através da conduta 32 voltando novamente para dentro da zona de aquecimento 34 para completar o processo ciclíco.

E valioso aprecair-se, que uma variedade de esquemas de remoção adicional esquemas comparação/separação possa ser con-jecturada no que diz respeito à separação do produto lactida ! a partir do ácido láctico aquoso que não reagiu. Desde que o produto lactida seja separado a partir do ácido láctico que não reagiu para reciclagem, um processo ciclíco eficaz para a produção de lactida directamente do ácido láctico.

Os exemplos que se seguem mostram como a presente invenção pode ser praticada, mas não devem ser entendidos como limitativos. Nesta aplicação todas as percentagens e proporções estão em peso e todas as unidades são as do sistema métrico, a não ser que de outra forma se indique expressamente. Todas as situações aqui referidas são também incorporadas expressa-j mente como referência. t

NOS

EXEMPLOS O reactor à escala laboratorial usado nos Exemplos é representado esquemáticamente na Figura 1. 0 reactor 10 é um reactor de aço inoxidável com uma espessura de cerca de 5 cerv-tímetros e uma altura de cerca de 31 centímetros. 0 reactor 10 munido com um ecrãn inferior 12 (que pode ser uma série de ecrãns) e um ecrãn superior 14 ( que pode também ser mais do que um ecrãn) . 0 leito catalisador 16 foi colocado acima do ecrãn 14. As câmaras vazias mais baixas providenciaram tempo adicional para assegurar que a alimentação de ácido láctico era convertida para a sua fase vapor via in situ através de hidrólise/volatilização antes de contactar com o leito catalisador . 0 reactor 10 foi munido com um Tee inferior a 18 e uma conduta para o produto aquecido superior 20 para remoção do produto lactida. 0 ácido láctico foi alimentado para dentro do Tee 18 através da conduta 22. A substância veicular gasosa, azoto, passou para dentro da mistura com o fluxo de ácido láctico através da conduta 24 que está ligada à Tee 18. Este conjunto completo foi colocado num banho de areia que foi aquecida para manter a temperatura de reacção desejada. A temperatura de reacção deve ser superior a cerca de 150eC e pode variar até cerca de 2252C ou mais. As temperaturas de reacção nominais situam-se por volta de 2052C tendo-se mostrado aceitáveis usando o reactor 10. Os espaços de tempo de cerca de 0,8 a 3 segundos demonstraram ser, também, aceitáveis.

EXEMPLO 1 O reactor experimental desenhado na Figura 1 foi modificado de forma que o ecrãn 12 que era um ecrãn de estrias de malha 100 adjacente num ecrãn de malha 16 e o ecrãn 14 passou, agora, um ecrãn de malha 45 sobreposto a um ecrãn de malha 16. 0 catalisador 16 compreendia um catalisador de sílica gel/alumina (com um teor de sílica maior do que 80%) de malha 10 a 20 comercaialmente disponível. A taxa de fluxo de azoto foi ajustada para 1600 ml/mn e este mais o fluxo de ácido láctico passaram através do reactor 10 a uma velocidade su~ perfiacial de vapor de 0,12 pés/segundo. 0 espaço de tempo do conteúdo foi de 2,8 segundos. 0 alimento de ácido láctico compreendeu o "ácido láctico a 85%" comercialmente disponível (ácido L-láctico a 61%, L,L-lactoillactico a 20%, e ácido L, L,L-lactoillactoilláctico a 4% e 15% de água) que foi diluído com uma quantidade adicional de água de 11% em peso antes de decorrer o processo. Este stock de alimento passou para dentro do Tee 18 para se misturar com o azoto a uma taxa de fluxo de 36,6 ml/h. Os resultados são os abaixo registados: TABELA 1

Estádio (44701-90) Tempo cumulativo (hr) Tempo do leito (—0) Acido láctico Alimentação(g) Todos os Produtos (g) Produto LD (g) Rendimento LD(mole-%) Equilíbrio 1.8 206 75.5 53.2 8.46 — 1 4.8 205 128.6 115.8 22.73 25.7 2 8.1 204 141.1 130.6 28.31 30.1

Ganho em peso do catalisador Teor da rede:3.8 g Resíduo no reactor:1.3 g Material total recuperado:94.6 Wt-% i

Os dados acima apresentados na Tabela demonstram que a hidrólise inssitu/volatilização é praticável desde que as câmaras inferiores do reactor se encontrem vazias e que a remoção da base do catalisador seja feita a seco. 0 stock de alimento de ácido láctico comprendia um excedente de água de 11% em adição aos 15% de água já existente no ácido láctico comercial facilitando assim in situ, a hidrólise/volatilização.Crê--se que esta água excedente produz um efeito benéfico pois a obstrução do ecrãn inferior do conjunto inferior de ecrãns não ocorre tal como aconteceu por referência no Exemplo 2, usando 85% de ácido láctico não diluído. 0 produto lactida revelou possuir uma pureza de 89% no Estádio 1 e 92% no Estádio 2 e apresentava-se sob a forma de um pó branco. A produção de monóxido de carbono foi de 2750 ppm após 2,5 horas, isto corresponde a uma decomposição de 3,3% de ácido láctico. A relacção de rendimento de lactida obtida no Estádio 2 para a percentagem em mole de ácido láctico decomposto é de 9,1:1 , a taxa de L-LD:meso-LD em peso foi de 51,8:1 para o Estádio 1 e 34,1:1 para o Estádio 2. 0 ganho em peso de 21,8 g, no catalisador, foi obtido sob paragem dos fluxos do stock de alimentação de ácido láctico e azoto, imediatamente após finalização do processo. 0 leito do catalizador não foi removido com a continuação do fluxo de azoto quente. Este ganho em peso do catalisador crê-se que indica a ocorrência de carregamento significativo de material para um estado de equilíbrio presumido durante o decorrer do processo. Devido à construção do reactor, a base do catalizador origina um arrefecimento lento no fundo de areia de forma que a composição das espécies absorvidas altere significativamente antes de a base poder ser removida e examinada. Os pre-

significativa durante este período de arrefecimento lento.

Jj 'a t 1 * EXEMPLO 2

Este Exemplo foi conduzido no sentido de avaliar a experiência in situ da hidrólise/vaporização usando para tal o stock de alimentação de ácido láctico não diluído. A quantidade de água presente em ácido láctico a 85% é aproximadamen-te 5 vezes superior à requerida para a hidrólise de toda a funcionalidade do éster nos L^A e LgA para LA. A questão é se a proporção da relação de hidrólise no estado líquido para a relação de vaporização da água é suficiente para permitir a hidrólise completa do ácido láctico oligomérico. A técnica descrita em conjunto com o Exemplo 1 foi repetida usando o stock de alimento de ácido láctico a 85% a 32,9 ml/h e a mesma taxa de fluxo de azoto para originar um espaço de tempo de 3,0 segundos e uma velocidade superficial de 0,11 pés/segundos. Os resultados indicam-se a seguir. TABELA 2

Estádio Tempo cumulativo Tempo do leito Acido láctico Todos os Produto Rendimento (44853-9) (hr) (2C) Alimentação(g) produtos(g) LD(g) LD(mole-%)

Equilíbrio 1.9 205 74.4 48.9 11.91 — 1 5.1 204 123.6 106.1 29.73 31.6 2 8.4 204 132.0 119.0 32.53 34.0 Post-processo 9.6 202 — 8.2 — ---

Ganho em peso do catalisador :10.66 g Teor da rede:1.32 g Resíduo no reactor:0.81 g Material total recuperado:89.4 wt-% Γ: ί }

I

Tal como os dados apresentados na Tabela anterior revelam, o rendimento de lactida (34%) obtido no Estádio 2 é superior ao obtido no Exemplo 1. 0 rendimento de lactida mais elevado do que o do Exemplç 1 pode resultar da diminuição da percentagem de água na alimentação de ácido láctifco. A recuperação global de 89,4% do material de alimentação é inferior no Exemplo 1. Num exemplo em duplicado, a recuperação de material de alimentação foi de 94,1%, mas verificaram-se relações de LD/ CO inferiores.

As concentrações de monóxido de carbono foram de 3.200 jçm após 8 horas. A concentração de CO média entre 3,2 h e 8 h de operação corresponde a 3,2 wt% em peso de decomposição de ácido láctico. A relação do rendimento de lactida obtida durante 0 Estádio 2 para a percentagem em mole de ácido láctico decomposto é de 10,7:1 , que é superior ao valor obtido no Exemplo 1 . 0 produto lactida obtido nos Estádios 1 e 2 apresentavam--se sob a forma de um pó branco. A relação de peso de L-LD: meso-LD foi de 44,0 para o Estádio 1 e 38,6 para o Estádio 2. 0 ecrãn inferior de malha 100 foi parcialmente obstruído após o processo ter sido completado indicando in situ que a hidró-lise/vaporização não foi efectiva como no Exemplo 1 que usou um teor em água mais elevado na alimentação do ácido láctico. No entanto, a base do catalisador foi removida a seco. 0 produto filtrado do EStadio 1 foi extraído com cloreto de metileno para recuperar qualquer lactida solubilizada que ainda não tinha sido hidrolizada. Foi obtido um líquido amarelo a partir do evaporador rotativo (5,4 g) que não solidificou a 52^C após se ter removido o cloreto de metileno. Após arrefecimento à temperatura ambiente, no entanto, este matenã^

p'.'r , 22 solidificou originando uma massa cristalina branca que constituída por uma quantidade mínima de líquido amarelo. Esta mistura foi lavada com água fria para obter 1,9 g de um sólido branco que foi analisando e revelou ser constituída por 87,4% de L-lactida e 12,6% de meso-lactida. EXEMPLO 3

Este Exemplo foi conduzido no sentido de determinar a eficácia das peletes de catalisador de 5 mm em vez do catalisador de malha 10/20 usado no Exemplo 2. As mesmas condições das obtidas no Exemplo 2 foram mantidas, excepto a taxa de fluxo de ácido láctico, 85% que foi de 34,6 ml/h e o ecrãn inferior de malha 100 foi removido. Foram obtidos os seguintes resultados. TABELA 3

Estádio Tempo cumulativo Tempo de leito Acido láctico Todos os Produto Rendimento (44853-21) (hr) (-C) Alimentação(g) produtos(g) LD(g) LD(mole-%)

Equilíbrio 2.0 205 84.0 58.5 15.34 — 1 5.2 206 127.2 111.1 25.91 28.8 2 7.7 204 108.6 87.7 20.65 26.4 3 11.0 220 136.8 142.6 43.49 44.6 Post-processo 11.8 217 — — —

Gariho em peso do catalisador:18.35 g Teor da rede:1.99 g Resíduo no reactor:0.07 g Material total recuperado:92.0 % -23 -Τ' Ο rendimento da lactida obtido a uma temperatura aproxi-madamente igual a 205SC parece ser ligeiramente inferior algum tempo após o estado de equilíbrio ter sido finalizado. Note-se que a percentagem de recuperação obtida durante o Estádio 2 (80,8%) foi também inferior, em comparação ao do Estádio 1 (87,3%). Este comportamento é oposto ao observado com o catalisador cujo tamanho de partículas é mais pequeno, nos Exemplos 1 e 2. A produção de monóxido de carbono foi registada a 6.000 ppm após 1,5 horas; 3.650 ppm após 4,8 horas; 3.550 ppm após 6,3 horas; e 9.000 ppm após 10,8 horas. A concentração de monóxido de carbono parece diminuir após o Estádio de equilíbrio para um valor constante a uma temperatura nominal da base do catalisador de 2052C. A percentagem em moles calculada do ácido láctico decomposto foi de 3,9% durante os Estádios 1 e 2. A relação do rendimento de lactida obtida durante o Estádio 2 para a percentagem em mole de ácido láctico decomposto foi de 6,7:1 . Esta taxa é 37% inferior à taxa.obtida com o catalisador de tamanho mais pequeno no Exemplo 2. Logo, o rendimento total esperado sob condições de reciclagem deve ser signi-j ficativamente maior com o catalisador de tamanho mais pequeno em comparação com o uso de catalisadores de tamanho maior para as mesmas condições de reactor.

Após 7,7 horas de operação a aproximadamente 2052C, a temperatura da base do catalisador foi aumentada até, aproximadamente, 2202C e mantida a esta temperatura durante 3,3 horas. 0 peso total do material removido durante este período de tempo foi de 104% do material de alimentação durante este período de tempo. Análogamente, o rendimento lactida de 44,6% observada durante este período de tempo aumenta pelo facto de parte da lactida removida, provavelmente originada pela parte /'

I í‘ f V .· / 24 anterior do processo conduzido a 205^0, isto é, a lactida produzida do L A residual depositado na base do catalisador mais recentemente. No entanto, o aumento aparente do rendimento de lactida obtido a esta temperatura é mais que compensado pelo aumento de monóxido de carbono, nomeadamente, decomposição de ácido láctico. A relação do rendimento da lactida para a percentagem de ácido láctico decomposto pode estimar-se em 4.5:1. L-LD :meso L-D peso foi aproximadamente 42 para os Estádios 1 e 2 mas apenas 25,3 para o estádio 3. Logo,operando temperaturas de base mais elevadas com este catalisador de partículas maiores e com o reactor desenhado seria de esperar conduzir-se à redução de selectividades de L-LD:meso-LD e reduzir--se o rendimento de lactida, quando reciclado o ácido láctico que não reagiu. Após a coclusão do processo, observou-se obstrução parcial do ecrãn inferior de malha 16. Tal como também se indica no Exemplo2, a in situ a hidrólise/vaporização completa foi aparentemente alcançada porque a base do catalisador removida foi encontrada seca. Esta obstrução ocorreu provavelmente durante o arrefecimento, pois a contra-pressão gasosa não aumentou durante todo o processo. EXEMPLO 4

Encheu-se o reactor com camadas alternadas de 3mm de grânulos de vidro, de catalisador de silica-alumina descrito no Exemplo 1 como se segue: vidro 125 ml; catalisador 23 ml; vidro 160 ml, catalisador 22 ml; vidro 70 ml;catalisador 20 ml; e vidro 70 ml, de cima para baixo. 0 fluxo de alimentação de ácido láctico passou para dentro do reactor a uma taxa de « 16,5 ml/h com um fluxo de azoto a 800 ml/mn que estabelece um espaço de tempo de cerca de 2,7 segundos (apenas catalisador) e uma velocidade superficial de 0,04 pés/segundo. A temperatura do reactor foi mantida a cerca de 2032C + 302C. 0 produto foi lavado com água fria e a lactida filtrada. A lactida foi então seca mediante ligeiro aquecimento sob vácuo em presença de ^2^5* 0 Produ'to filtrado foi removido e submetido a destilação para remover água suficiente para restabelecer a concentração de ácido láctico similar à original, 85¾ de ácido láctico. 0 produto filtrado destilado foi então combinado com uma quantidade de ácido láctico para completar os 85% de ácido láctico e reciclado, para o reactor. Esta sequência foi repetida durante três estádios de reacção; no entanto, o estádio inicial sofreu um bloqueio do equipamento de forma que foi excluído dos cálculos.

No total, foram introduzidos 537,7g de ácido láctico e 512,9 g do produto foram removidos para recuperação duma massa de 95,4%. Analogamente, as perdas de C0 e água na corrente gasosa para a diminuição do saldo da massa. Esta recuperação inclui 17,3 g de material na camada mais baixa dos resíduos de vidro que foi analizada e revelou ser principalmente LgA

0 rendimento de Lactida foi de cerca de 78% (quando o material das camadas de vidro foi ignorado). A proporção em peso de L-lactida:meso-lactida revelou-se ser igual a cerca de 95:5 para o produto lactida compósito. A LD lavada apresentou uma pureza de cerca de 98% e continha menos do que cerca de 2% de L^A. A concentração da D-lactida revelou ser inferior ao limite de detecção no produto LD isolado a partir da última de reciclagem.

A capacidade de aperfeiçoar os rendimentos da lactida mediante processo de reciclagem, enquanto se evitam os aumentos significativos de LD por processos de destartarização não estabelecidos . 5XEMPL0

Neste processo, o ácido láctico, a 85% (39,3 ml/h) passou para dentro do reactor que compreendia uma base de resina ací-dica de permuta iõnica Amberlyst-15 mantida a uma temperatura nominal da base a 2155C, A proporção do fluxo de azoto foi de 1.580 ml/mn, o espaço de tempo foi de 2,9 segundos, o ácido de alimentação constituía 26,3% em peso da alimentação total, e a velocidade superfiacial através do reac écrans do Exem pio 3) foi de, apróxim adament Os resultados s ão os que se indicam a segui

TABELA

Estádio (44934-25) Tempo Cumulativo(hr) Acido láctico Alimentação(g) iodos os Produtos(g) LD LD Bruto (g) R^n^imento Rendimento (mole-%) Equílibrio 1.7 74.4 36.5 nenhum 0 — 1 3.7 92.4 46.9 nenhum 0 95 2 5.7 84.0 28.3 vestígios -- 95

Esta resina fortemente ácida, de permuta iónica, originou lactida em quantidade insignificante e uma decomposição quantitativa de ácido láctico em monóxido de carbono (e presumivelmente acetaldeído). A base do catalisador era inicialmente, largamente exotérmico (25SC).

Estes resultados são consistentes com os resultados obtidos usando um outro catalisador Bronsted (ácido fosfórico ou Kieselbuhr) que não revelou quase nenhuma tendência para originar lactida a partir de ácido láctico. EXEMPLO 6

Neste processo, o ácido láctico a 85% (36,8 ml/h) foi introduzido num reactor que contendo 10% a 12% de óxido de moli-bdénio (IV) numa alumina gama ( malha 10 a 20) e mantido a ume temperatura nominal de base de 2032C. Uma taxa de fluxo de azoto de 1.580 ml/mn, um espaço de tempo de 3,0 segundos, uma tercentagem de compostos orgânicos de 25,2% em peso, e uma velocidade superficail de 0,11 pés/segundo foram mantidas no decorrer do processo. Os resultados são os seguintes:

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Neste processo, o ácido láctico a 85% (36,7 ml/h) foi introduzido num reactor que compreendia o conjunto de ecrãns do Exemplo 3 e compreendendo alumina gama/silica gel, malha 10 a 20 (93:7 respectivamente) e mantido a uma temperatura da base de 2052C. A taxa de fluxo de azoto foi de 1.596 ml/mn, o espaço de tempo foi de 3 segundos, a percentagem de compostos orgânicos de 25%, e a velocidade superficial foi de 0,11 pés/ segundo. Os resultados foram os seguintes:

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Ψ -P m(S 3 O 03 Eh A exotermia inicial de 152C diminui e a reacção no final mostrou-se endotérmica a 2-C no final do processo. Apesar de o rendimento de LD ter descrito durante o estádio 2, a baixa significativa em CO resultou na mais elevada relação de LD/CO observados neste processo,com o catalisador silica/alumina, tal como acima se apresentou. De acordo, os dois exemplos que se seguem testam o efeito da substância veicular alumina na conversão lactida e sua selectividade. EXEMPLO 8

Neste processo em que se utilizou um reactor com um ecrãn de malha inferior a 16 e um ecrãn de malha superior a 42, o ácido láctico a 85% (35,0 ml/h) passou através dum reactor 2 com uma malha de 10 a 20 de 99% de gama alumina (Alfa, 90m /g) mantido a uma temperatura nominal da base de 204SC. Neste processo, o fluxo de azoto foi de 1580 ml/mn, o espaço de tempo foi de 3,03 segundos, a percentagem em peso de compostos ogânicos na alimentação foi de 24,3%, e a velocidade superficial foi novamente de, apróximadamente, 0,11 pés/segundo. Os resultados foram os seguintes:

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Os compostos filtrados dos estádios 2 e 3 foram extraídos com cloreto de metileno durante 1 hora após a formação , para originar as seguintes quantidades de lactida:

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to co '0 '0 a a CCS tO E E a a a a o o o o co 0 G 0 St u tO 0 φ 'O 0 T3 •H X Ό G O S Õ frt1 e '34 A exotermia inicial de 12eC foi reduzida para 12C após 2,5 horas e desapareceu ao fim de 5 horas. Este catalisador serve para distinguir o efeito relativo do óxido de molibdé-nio versus alumina no Exemplo 6. Os factos de importância são os rendimentos de lactida relativamente elevados que foram obtidos e especialmente as elevadas taxas de LD/CO que foram superiores às préviamente observadas com qualquer outro catalisador. Estes resultados e os do Exemplo 7 indicam que as pequenas quantidades de silica diminuem significativamente a relação de LD/CO quando são utilizados catalisadores de alu-mina/silica. Os catalisadores de alumina isoladamente parecem ser catalisadores superiores em comparação com as misturas alumina/silica.

Os elementos filtrados dos estádios 2 e 3 foram extraídos com cloreto de metileno logo depois das técnicas de lavagem de lactida terem sido completadas para recuperar a lactida que permaneceu em solução. Verificou-se que as amostras de lactida residual apresentavam relações de L-LD/meso-LD mais baixas em comparação com as lactidas dos estádios 1 e 2 devido à solubilização preferencial da meso-lactida em água fria. 0 rendimento global da lactida(obtido a partir da lavagem ini-cial/filtração seguido de extracção do elemento filtraddo) de ambos os estádios é o mesmo (34,1%) e as relações globais de L-LD/meso-LD são as mesmas (95,5:4,5 para os estádios 1 mais extrato e 95,6/4,4 para o estádio 2 mais extrato). Se se assumir que a destartarização ocorre apenas em LD e a maior parte do LD é extraído antes de poder ser hidrolizado para L^A, estas proporções representam a relação L-LD/meso-LD última esperada após múltiplos ciclos. Curiosamente, esta relação parece próxima da relação 95/5 alcançada durante o estudo de reciclagem referido no Exemplo 4. i a

Estes resultados indicam que o óxido de molibdénio usado no Exemplo 6 pode catalisar a formação de monóxido de carbono, ou que o substrato de alumina usado para o óxido de molibdénio (VI), no Exemplo 6, foi preparado de forma diferente à gama alumina usada neste Exemplo. EXEMPLO_ 9

Neste processo, usando a configuração do reactor do Exemplo 8, o ácido láctico a 85% (35,3 ml/h) foi introduzido num reactor que compreendia camadas de vidro de brosilicato de 3 mm (lavado com água e acetona) e mantido a uma temperatura nominal de 203-C. Durante este processo a taxa de fluxo de azoto foi de 1.580 ml/mn, o espaço de tempo foi de 1,15 segundos dentro do volume vazio das camadas de vidro, a percentagem de compostos orgânicos na alimentação foi de 20,44%, e a velocidade superficial foi de, apróximadamente, 0,11 pés/se-gundo. Os resultados registados são: 0 o

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38 A endotermia de 22c esteve presente durante o decorrer de toda a reacção. Alguns desperdícios de vidro possuíam um revestimento pegajoso indicando que a oligomerização do ácido láctico ocorreu nas superfícies de vidro. 0 uso de desperdícios de vidro isentos de catalisador origina um rendimento de LD mais baixo, apesar das relações de L-LD:meso-LD e as taxas de LD/CO serem muito mais elevadas em comparação com os outros catalisadores usados. EXEMPLO__10

Neste processo, usando o reactor do Exemplo 3, o ácido láctico a 3,85% (35,1 ml/h) introduziu-se num reactor vazio mantido a uma temperatura de 2012C. Durante este processo a taxa de fluxo de azoto foi de 1.540 ml/mn, o espaço de tempo foi de 10,4 segundos, a percentagem de compostos orgânicos na alimentação foi de 24,8%, e a velocidade superficial foi de, apróximadamente, 0,11 pés/segundo. Não usou qualquer período de equilíbrio nesta experiência. Os resultados registados são os seguintes:

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Não existiu exotermia evidente neste processo. Os rendimentos das lactidas são aproximadamente os mesmos que os registados para o desperdício de vidro do Exemplo 9, mas a relação de L-LD:meso-LD e a relação de LD/CO aumentaram substancialmente. A baixa pureza da lactida de 74,7% resultante deve--se ao uso de uma proporção mais baixa do que a normal de água fria devido à quantidade de lactida relativamente pequena .

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Como factor importante, no entanto, é a conversão do ácido láctico de alimentação aquoso em LD sem utilizar catalisador ou material de embalagem sólido no reactor desde que a alimentação de LD seja mantida em fase de vapor a uma temperatura elevada. Enquanto os rendimentos de LD são baixos, a se-lectividade para a formação de LD sobre a formação de co-pro-dutos (tal como é medido pela elevada relação de LD:CO) e a ausência de destartarização LD (tal como é medido pela elevada relação de L-LD;meso-LD) parecem ser maximizadas. 0 efeito do catalizador alumina, é assim, o de melhorar o rendimento, de LD, dificilmente à custa do aumento da formação do co-pro-duto CO e da destartarização de LD. A silica gel e outros catalisadores semelhantes melhoram também o rendimento de LD, ainda que aumentem a formação de co-produtos CO grandemente. Contudo, em função das necessidades do operador, a maximização do rendimento de LD ou da maximização da conversão selecti-va de LD e o controlo da destartarização de LD podem ser obtidos por selecção criteriosa da presença e tipo de catalisador (e, claro, da temperatura). Μ #* ,.. ,/Ί'Ψλ EXEMPLO 11

Neste processo, é uma réplica ao reactor vazio do Exemplo 10, excepto no que se ao facto de se ter uasda a configuração do ecrãn do reactor do Exemplo 8. Neste processo, o ácido lác· tico a 85% (34,0 ml/h) foi introduzido no reactor vazio e mantido a uma temperatura de cerca de 2042C. A taxa de fluxo de azoto foi de 1.580 ml/segundo, o espaço de tempo foi de 10,2 segundos, a percentagem de compostos orgânicos na alimentação foi de 23,7%, e a velocidade superficial foi de, apróximada-mente, 0,11 pés/segundo. Os resultados são os seguintes: ! 4 Jl

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Não se observou novamente exotermia. Estes resultados revelaram novamente taxas muito elevadas de L-LD:meso-LD tal como no Exemplo 10, mas revelaram, também, um aumento do rendimento da lactida com o tempo. A extracção do elemento obtido no estádio 2 originou uma quantidade adicional de sólido de 2,47 g, que mediante análise se verificou ser 90,5% em LD. Este incremento extra de LD aumenta o rendimento total de LD para 15,5% para este Estádio. Este resultado indica que apro-ximadamente metade do LD tipicamente gerado nesta fase com catalisadores com base pode-se já ter formado antes de entrar em contacto com a base do catalisador. Presume-se que o percursor de LD seja principalmente L2A no ácido láctico aquoso de alimentação que cicliza e vaporiza prontamente (ou vapori-za/recicliza) sob as condiçoes de reacção. A quantidade excedente de lactida produzida quando são usados catalisadores, originada presumivelmente a partir de vapores de L^A, é convertida em estados quimioabsorvidos para L^A quimioabsorvidos que é convertida em LD na superfície do catalisador. Devido à elevada pressão de vapor do LD em comparação com a L,,A, o LD formado na superfície do catalisador é rapidamente e seleo tivamente removido pela substância veicular gasosa aquecida.

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As taxas de L-LD/meso-LD muito elevadas são valores aproximados, pois a concentração da meso-LD caiem no intervalo de concentração usado para fins de calibração. No entanto, esta. relação L-LD/meso-LD indica que pequena ou nenhuma destarta-rização ocorreu neste processo pois as baixas percentagens de meso estão compreendidas no intervalo previsto pelacneacção de aproximadamente 0,3% de D-L^A que se encontra presente no L--L^A a 85%. A taxa de L-LD/meso-LD do composto extraido no Estádio 2 revelou ser aproximadamente igual a 285:1, o que indica que a concentração meso é tão baixa que uma pequena solu--bilização selectiva ocorre. . / k

Estes resultados indicam ainda que LD pode ser preparada sem ajuda de um catalisador com um rendimento global elevado, ser no caso de usada a reciclagem de L^A. Além disso, a LD pode ser preparada sem a ajuda de um catalisador com uma retenção quase completa da configuração do ácido láctico aquoso, a partir do qual é produzida.

Claims

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REIVINDICAÇÕES: la. Processo para a produção de lactida a partir de acido láctico aquoso, caracterizado pelo facto de compreender as operações que consistem em (a) transformar a alimentação constituída por ácido láctico aquoso na sua fase de vapor; (b) fazer passar os citados vapores da solução de ácido láctico de alimentação através duma zona reaccional em fase de vapor mantida a uma temperatura elevada; e (c) retirar, da referida zona reaccional, lactida, água e ácido láctico aquoso alimentado mas que não reagiu. 2a. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadso pelo facto de a referida temperatura elevada estar compreendida entre cerca de 150° e 225°C. 3a. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo facto de se fazer passar, os citados vapores da solução de ácido láctico através da mencionada zona reaccional em fase de vapor com a ajuda dum gás como agente veicular. 4a. Processo de acordo com a reivindicação 3, caracterizado pelo facto de o mencionado gás veicular compreender azoto. 5a. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo facto de a referida zona reaccional em fase de vapor conter um ou mais catalisadores de alumina, sílica ou zeólito.

6a. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadso pelo facto de compreender ainda a operação (d) que consiste em fazer passar a citada lactida extraída, água e alimentação de ácido láctico aquoso que não reagiu através dum ciclone frio para separação. 7a. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadso pelo facto de se transformar qualquer ácido láctico oligomérico existente na citada alimentação num ou mais dos seguintes compostos ácido láctico monomérico (L, A), dimérico (I^A) ou trimérico (L^A), com água para a sua transformação em fase de vapor. 8a. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo facto de a referida alimentação de ácido láctico ser ácido láctico monomérico (L^A). 9a. Processo cíclico para a produção de lactida a partir duma alimentação de ácido láctico aquoso, caracterizado pelo facto de compreender as operações que consistem em (a) introduzir uma alimentação de ácido láctico aquoso de compensação numa zona de vaporização em conjunto com filtrado de ácido láctico aquoso que não reagiu proveniente duma outra fase do processo e aí formar os vapores de ácido láctico aquoso de alimentação; (b) passar os referidos vapores através duma zona reaccional em fase de vapor mantida a uma temperatura elevada, para nela se formar a lactida; (c) separar a lactida do filtrado de ácido láctico aquoso que não reagiu; e (d) introduzir o citado filtrado na referida zona de vaporização da fase (a) do processo.

- Λ' ./ ·' 10a. Processo ciclico de acordo com a reivindicação 9, caracterizado pelo facto de a citada temperatura elevada estar compreendida entre 150° e 225°C. 11a. Processo ciclico de acordo com a reivindicação 9, caracterizado pelo facto de se fazer passar os citados vapores de alimentação através da mencionada zona reaccional em fase de vapor com a ajuda dum gás como agente veicular. 12a. Processo ciclico de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo facto de o mencionado gás veicular compreender azoto. 13a. Processo ciclico de acordo com a reivindicação 9, caracterizado pelo facto de a referida zona reaccional em fase de vapor conter um ou mais catalisadores de alumina, sílica ou zeólito. 14a. Processo ciclico de acordo com a reivindicação 9, caracterizado pelo facto de se transformar com água qualquer ácido láctico oligomérico existente na citada alimentação num ou mais ácido láctico monomérico (L^A), dimérico (I^A) ou trimérico (L^A) para transformação na sua fase de vapor. 15a. Processo ciclico de acordo com a reivindicação 9, caracterizado pelo facto de a referida alimentação de ácido láctico ser constituída por ácido láctico monomérico (LjA) . 16a. Processo Ciclico de acordo com a reivindicação 9, caracterizado pelo facto de se separar a referida lactida

sob a forma sólida, mediante centrifugação a frio do filtrado de ácido láctico aquoso não reagido obtido por filtração. 17a. Processo ciclico de acordo com a reivindicação 9, caracterizado pelo facto de se submeter o citado filtrado a uma operação de destilação para aumentar o teor de ácido láctico antes de entrar na mencionada zona de vaporização. 18a. Processo ciclico de acordo com a reivindicação 17, caracterizado pelo facto de se desidratar o referido filtrado por destilação até se obter um grau de polimerização (DP) substancialmente não maior do que cerca de 2. 19a. Processo ciclico de acordo com as reivindicações 1 e 5, caracterizado pelo facto de se obter uma composição de ácido láctico que compreende 5 a 60% em peso de lactida, 16 a 70% em peso de ácido láctico monomérico (L-jA) 1 a 15% em peso de dimero de ácido láctico (I^A), menos de 3% em peso de polimero de ácido láctico (LnA) i em que n ® igual a 3 ou maior e 5 a 30% em peso de água. Lisboa, 18 de Setembro de 1991 0 Agente Oficial da Propriedade Industrial

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