WO1998002480A1 - Verfahren zur herstellung aliphatischer polyester - Google Patents

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WO1998002480A1
WO1998002480A1 PCT/BE1997/000081 BE9700081W WO9802480A1 WO 1998002480 A1 WO1998002480 A1 WO 1998002480A1 BE 9700081 W BE9700081 W BE 9700081W WO 9802480 A1 WO9802480 A1 WO 9802480A1
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aliphatic polyester
monomer
copolyester
aliphatic
catalyst
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PCT/BE1997/000081
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Hans-Gerhard Fritz
Sven Jacobsen
Robert Jerome
Philippe Degee
Philippe Dubois
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Brussels Biotech
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Priority to AU35335/97A priority patent/AU3533597A/en
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    • C08—ORGANIC MACROMOLECULAR COMPOUNDS; THEIR PREPARATION OR CHEMICAL WORKING-UP; COMPOSITIONS BASED THEREON
    • C08K—Use of inorganic or non-macromolecular organic substances as compounding ingredients
    • C08K5/00—Use of organic ingredients
    • C08K5/04—Oxygen-containing compounds
    • C08K5/13—Phenols; Phenolates
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C08G63/78—Preparation processes

Definitions

  • the invention relates to an aliphatic polyester and / or copolyester obtained from a polyreaction of at least one monomer from the group of lactides, lactones, cyclic carbonates and cyclic anhydrides, and a process for its preparation.
  • melt-stable, aliphatic polyesters and / or copolyesters and especially lactide-based polyesters are receiving increasing attention, as standard plastics competing with the conventional petrochemical polymers used in the form of packaging, paper coatings, threads, foams, foils, etc. can-
  • the long-known high molecular weight aliphatic polyesters which result from the ring opening polymerization of cyclic compounds such as 1,4-dioxane-2,6-dione (Glycolld) and 3,5-dimethyl-1,4-dioxane-2,6-dione (actid) can be produced, but are sensitive to heat and water.
  • This disadvantage was used for the production of therapeutic aids in medicine and pharmacology such as sutures, since this sutures can be easily broken down in the body.
  • the production of these high molecular weight lactide polymers and copolymers with the corresponding physical properties is extremely complex and cost-intensive.
  • the processes used for the production of such high molecular lactide polymers and copolymers for medicine and pharmacology such as, for example, solvent extraction, are therefore not suitable for replacing petrochemical polymers.
  • organometallic and metallic compounds are known to accelerate the ring opening polymerization of lactides, lactones, cyclic anhydrides and cyclic carbonates. These organometallic and metallic compounds control the rate of polymerization, the degree of racemization, the content of residual monomer in the polymer obtained and the polymer composition. Disadvantageously, these organometallic and metallic compounds also promote side reactions such as inter- and intramolecular transesterification reactions in aliphatic polyesters and copolyesters. Such adverse side reactions can also occur in the subsequent thermal treatment and processing of the polymer obtained.
  • Intramolecular transesterification reactions form gaseous degradation products as well as monomers and cyclic oligomers, which causes a broadening of the molecular weight distribution, a lowering of the molecular weight, a limited monomer conversion into the polymer and a weight loss of the polymer when heated.
  • a pronounced disadvantage here is that the polymerization time is extended to such an extent that the aliphatic polyester and / or copolyester has to be produced in a two-stage process, the prepolymerization taking place in a reactor in a first stage, followed by the polymerization in a second stage in a more reactive manner Extrusion takes place, the resulting polymer then having to be purified to remove remaining monomers.
  • the polymerization could also be carried out in a one-step process in reactive extrusion (WO 91/05001 and US 5 292 859).
  • the polyesters based on them based on lactide and lactone, have low thermal stability, so that a reduction in the molecular weight cannot be prevented by adding metal deactivators when the polymers obtained are processed.
  • the object of the present invention is to develop aliphatic polyesters and / or copolyesters which have a rapid polymerization, so that these in a one-step process can be produced. Furthermore, it is an object of the present invention to provide a corresponding process for producing the aliphatic polyesters and / or copolyesters according to the invention.
  • M is a metal selected from group 3-12 of the periodic table and from the elements AI, Ga, In, Tl, Sn, Pb, Sb and Bi, (X ⁇ , X 2 • * • ⁇ m ⁇ e ⁇ n substituent, selected from one of the compound classes of alkyls, aryls, oxides, carboxylates, halides, alkoxides and compounds with elements from groups 15 and / or 16 of the periodic table, an integer in the range from 1 to 6, and n one means integer in the range from 0 to 6 and further
  • Y is an element selected from group 15 or 16 of the periodic table, (R ⁇ , 2 ••• R Q ) a substituent selected from one of the compound classes of alkyls, aryls, oxides, halides, oxyalkyls, aminoalkyls, thioalkyls , Phenoxides, aminoaryls, thioaryls, q an integer in the range from 1 to 6, and p represents an integer ranging from 0 to 6.
  • An advantage of these aliphatic polyesters and / or copolyesters according to the invention is that they have a high polymerization rate, which enables inexpensive production in a one-step process.
  • the initiation system consisting of catalyst and cocatalyst can advantageously remain in the polymer matrix without adding a special deactivator or having to carry out an extraction.
  • the molar ratio of the cocatalyst to the catalyst is preferably selected in the range from 100: 1 to 1: 100. With such a molar ratio, the catalytic activity of the catalyst / cocatalyst system is sufficiently high that the kinetic requirements for a production of the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention are met in a one-step process.
  • the catalyst comprises a tin-containing compound.
  • tin catalysts have the highest polymerization rate.
  • the catalyst in particular advantageously comprises Sn-bis (2-ethyl hexanoate), since it is commercially available at low cost, is not very sensitive to oxygen and moisture in comparison to other tin compounds and, moreover, has been approved by the FDA as a food additive. This enables its use in packaging materials for food.
  • the cocatalyst preferably comprises a phosphorus compound, in particular ( ⁇ , R 2 , R3.3 with R ⁇ , R 2 , R3 selected from the class of aryls and alkyls. These significantly increase the activity of the catalyst / cocatalyst system and thus increase the rate of polymerization.
  • P (Ph) 3 is selected as the cocatalyst.
  • the reaction mixture preferably comprises Sn bis (2-ethylhexanoate) as catalyst and P (Ph) as cocatalyst.
  • This catalyst / cocatalyst combination enables a high polymerization rate of the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention.
  • the molar ratio of the catalyst Sn bis (2-ethylhexanoate) to the cocatalyst P (Ph) 3 1: 1 is particularly preferred. With such a molar ratio, there is advantageously a very high catalytic activity, as a result of which the polymerization rate increases further and a one-step process for producing the polyester and copolyester according to the invention can be carried out even more advantageously.
  • the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention in particular comprises a stabilizer. This largely prevents radical chain termination reactions and also depolymerization reactions, both during the polymerization process and during further processing in the melt.
  • the stabilizer is added to the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention either after the polymerization process or at the beginning of the polymerization process, the latter alternative being preferred.
  • the stabilizer particularly preferably comprises organophosphites, phenolic compounds or mixtures thereof.
  • Organophosphites and phenolic compounds or mixtures thereof do not negatively influence the polymerization kinetics. As a result, they do not lead to a reduction in the polymerization rate, which has negative effects on the feasibility.
  • speed of a one-step process for producing the aliphatic polyester and copolyester according to the invention Bis (2,4-di-t-butylphenyl) pentaerythriol diphosphite is preferably used here as a stabilizer, since this is also approved by the FDA for contact with food and therefore the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention also for packaging Food can be used.
  • the stabilizer is preferably contained in a proportion of less than two parts by weight per 20 parts by weight of monomer, particularly preferably less than one part by weight per 100 parts by weight of monomer.
  • a moderator for controlling the molecular weight is preferably included. This is advantageous since the physical properties of the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention, such as, for example, modulus of elasticity, tensile strength, elongation at break, impact resistance and flexural modulus, reach a maximum plateau at a specific average molecular weight.
  • the desired properties of the aliphatic polyester and copolyester according to the invention can thus be set and controlled in a targeted manner.
  • the moderator is preferably selected from phenols, alcohols, mono- or dihydric amines, thiols and multifunctional hydrogen compounds or multifunctional polymers formed from these classes of compounds. These can also be present as impurities in the monomer, which is advantageous since the required purity of the monomer used can be reduced to a defined level, as a result of which expensive cleaning steps of the monomer can be avoided.
  • the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention preferably contains a filler and / or reinforcing material.
  • the filler and / or reinforcing material is particularly preferably provided with reactive end groups for moderating the molecular weight of the polyester and copolyester according to the invention. This enables simple coupling of the filler and / or reinforcing material to the polymer according to the invention.
  • the fillers and / or reinforcing materials can be added and incorporated both at the beginning, during and after the polymerization.
  • the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention is particularly characterized in that the molecular weight is between 30,000 and 300,000 g / mol, preferably between 80,000 and 200,000 g / mol, and in that the molecular weight distribution is ⁇ 2.0.
  • the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention has very good physical properties with respect to, for example, the modulus of elasticity and the flexural modulus.
  • the specified ranges for the molecular weight furthermore influence the viscosity and the degradation conditions of the polymer and the selection of the methods used for the further processing of the polymer melt.
  • the monomer content in the polymer is less than 5% by weight, preferably less than 2% by weight. In this way, harmful influences on the equipment used in the subsequent processing of the polymer melt, for example impairment of the equipment by free acid still present, are avoided. If necessary, the reaction mixture is degassed in order to further lower the remaining monomer content.
  • the molar ratio between the monomer used or a mixture of monomers and the catalyst / cocatalyst mixture is preferably at least 5000: 1.
  • the monomer or a mixture of monomers preferably has a free acid content of at most 10 mequ / kg and a water content of at most 200 ppm. Therefore, as the starting material for the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention, no complex, and thus expensive, monomer is required as starting material.
  • the present invention further relates to a method according to the invention for producing aliphatic polyesters and / or copolyesters with an extrusion machine, which is characterized in that
  • M is a metal selected from Group 3-12 of the Periodic Table and from the elements Al, Ga, In, Tl, Sn, Pb, Sb and Bi
  • (X ⁇ , X 2 X m ) is a substituent selected from one of the Classes of compounds of alkyls, aryls, oxides, carboxylates, halides, alkoxides and compounds with elements from groups 15 and / or 16 of the periodic table
  • m an integer in the range from 1 to 6
  • n an integer in the range from 0 to 6 means and further
  • Y is an element selected from group 15 or 16 of the periodic table, (j, R ••• R Q ) en SulD ⁇ , selected from one of the compound classes of alkyls, aryls, oxides, halides, oxyalkyls, aminoalkyls, Thioalkyls, phenoxides, aminoaryls, thioaryls, q is an integer in the range from 1 to 6, and p is an integer in the range from 0 to 6; and
  • the process is a continuous, single-stage, reactive extrusion process.
  • This process according to the invention for the production of the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention is particularly advantageous since the aliphatic polyester and / or copolyester according to the invention is obtained in a one-step and continuously carried out extrusion process in a very cost-effective manner with a very good yield and quality of the polymer product. Furthermore, mixing and homogenization of the mixture preferably takes place in the oligomerization phase and pressure build-up with thermal mechanical energy input in the polymerisation phase.
  • the extrusion machine will preferably be a co-rotating, tightly intermeshing twin-screw extruder. This enables a large number of changes of location and at the same time pressure build-up with thermal-mechanical energy input. It is also advantageous that a twin-screw extruder made up of screws and cylinder parts is modular, which enables the greatest possible flexibility in a system for producing the aliphatic polyester and copolyester according to the invention for optimal adaptation to the specific polymerization conditions.
  • the temperature-controlled sections of the extrusion machine have a temperature in a range between 100 and 230 ° C, preferably between 180 and 195 ° C. Higher temperatures result in discoloration of the polymer end product. Furthermore, a narrow molecular weight distribution of preferably ⁇ 2.0 of the aliphatic polyester and copolyester according to the invention is obtained in these temperature ranges.
  • the starting materials monomers and comonomers, catalysts, cocatalysts, moderators, stabilizers, fillers and / or reinforcing materials are mixed;
  • this mixture is metered into the extrusion machine
  • the polymer obtained is continuously polymerized and discharged.
  • the polymer obtained is molded.
  • the mixture is preferably metered into the extrusion machine gravimetrically, but can also be done volumetrically.
  • the gravimetric metering has the advantage that even irregularly shaped filling material can be metered into the extrusion machine simply and constantly.
  • the polymer obtained is preferably solidified by cooling after discharge, the cooling preferably taking place on a conveyor belt with air.
  • the polymer obtained in this way is preferably shaped into plastic granules in a granulator, which is a common form of sale for polymers.
  • the polymer obtained can also be produced in other sales forms.
  • the moderator, the stabilizer, the fillers and / or reinforcing materials are preferably added separately to the mixture in the process according to the invention. This gives the possibility of being able to exert a greater influence on the polymer reaction.
  • both the moderator and all other starting materials can be metered in individually, just as the corresponding metering points can also be spatially separated from one another.
  • the viscosity of the polymer and / or copolymer is determined by means of an in-line or on-line infrared measurement by means of an in-line or on-line measurement of the monomer conversion of the polymer obtained .
  • These data are preferably used for direct regulation of the process parameters and / or control of the amount added by the moderator.
  • the remaining monomer content in the polymer can preferably be reduced by a degassing unit in the extrusion machine. As a result, the monomer content in the polymer can advantageously be reduced further.
  • FIG. 1 a process concept for the production of the polyester and / or copolyester according to the invention
  • FIG. 2 a screw concept for the twin-screw extruder for producing the polyester and / or copolyester according to the invention with a conveying direction from left to right (corresponding to 52 to 56);
  • Figure 3 a measuring nozzle and control unit, which close the twin-screw extruder.
  • Example 1 Catalysts for aliphatic polyesters and / or copolyesters
  • the monomer conversion was determined by FTIR spectroscopy using a calibration of the ratio of polylactide (PIA) to lactide (LA) ([PIA] / [LA]) to the ratio of A i323 / A 35 and using - "- H NMR spectroscopy in CDCl 3 at 25 ° C, the relative intensities of the monomer and polymer methine groups have been checked.
  • the molecular weight of the polylactide was ⁇ in CHCl 3 at 35 C by using a Waters 610 liquid chromatograph determined.
  • the polymerization took place in a previously flamed out and nitrogen-flushed 25 ml ampoule, which is provided with an entrance closed by a septum.
  • 25 ml ampoule which is provided with an entrance closed by a septum.
  • the vials were evacuated and purged twice with nitrogen before adding the catalyst dissolved in toluene or tetrahydrofuran through the septum with stainless steel needle syringes.
  • the solvents were evaporated under reduced pressure, the ampoules sealed and placed in a thermostatic oven. The ampoules were removed from the oven at certain times, cooled with cold water, the tip was broken off and the contents were dissolved in CHCI3.
  • the tin residues were extracted by washing the organic layer successively with aqueous HCl solution (0.1 molar) and twice with deionized water. In order to determine the monomer conversion by means of FTIR spectroscopy, a part of the solution was removed and evaporated in a KBr cell, the remaining solution was poured into cold methanol. The polymer was thus recovered by precipitation and dried to constant weight under vacuum.
  • Polylactide made using Sn (II) catalysts, polymerizes fastest compared to other compounds (Table 1).
  • Table 1 Influence of the catalyst metal-2, 4-pentanedionato-0.0 'on the kinetics of L-lactide polymerization in the melt at 180 ° C. with an initial molar ratio between monomer and metal of 1000: 1.
  • M n number average molecular weight; and molecular weight distribution at the maximum monomer conversion M n QQ , determined with SEC (Site Exclusion Chromatography) in CHCI3.
  • Example 2 Lactide polymerization, catalyzed by Sn bis (2-ethylhexanoate).
  • the degree of conversion was determined by FTIR spectroscopy (Reference is a lactide-polylactide calibration) and reaches a maximum plateau between 95% and> 99% after 3 hours for an initial molar ratio of L-lactide and Sn-bis (2-ethylhexanoate) ([L-LA] 0 [Sn] ) of 100: 1, after 17h for an ELIA] 0 / [Sn] ratio of 1000 and after 50h for an [L-La] 0 / [Sn] -
  • Ratio of 10000 1- The molecular weight reaches a plateau at approximately 200000 g / mol after 15 hours and increases again as the reaction time increases. The molecular weight decreases with increasing catalyst content. Increasing the polymerization temperature at a constant initial molar monomer Sn (II) ratio also increases the polymerization rate. (Table 2, entries 4 to 7). The molecular weight passes through a maximum in the entire temperature range and then decreases again. The increase in the polymerization further contributes to reduce the maximum attainable molecular weight and to decrease the maximum monomer conversion of 98% at 150 ⁇ C to 96% at 180 ° C.
  • Table 2 Influence of the initial molar ratio between monomer and Sn-bis (2-ethylhexanoate) and the polymerization temperature on the kinetics of L-lactide polymerization in the melt.
  • Example 3 Influence of triphenylphosphine P (Ph) 3 as cocatalyst on the kinetics of L-lactide polymerization, catalyzed by Sn-bis (2-ethylhexanoate).
  • Table 3 Influence of triphenylphosphine P (Ph) 3 as cocatalyst on L-lactide polymerization, catalyzed by Sn-bis (2-ethylhexanoate) at 130 ° C and 180 ° C ([a] Sn (0ct) 2 , [ b] Sn (0ct) 2 • P (Ph) 3 ).
  • Example 4 Influence of the catalyst / cocatalyst concentration on the kinetics of the L-lactide polymerization.
  • Example 5 Influence of the molar ratio () of catalyst to cocatalyst on the polymerization kinetics of L-lactide
  • Table 4 shows the dependence of the number average molecular weight of polylactide and the monomer conversion on (m), which is defined as [Sn-bis (2ethylhexanoate)] / [P (Ph) 3], for an initial molar ratio between L-lactide and Sn - bis (2-ethylhexanoate) of 5000: 1 and a reaction time of 10 or 25 min. Increasing the ratio (m) above 1 has no positive influence on the polymerization rate of L-lactide.
  • Table 4 Influence of the initial molar ratio () between triphenylphosphine and Sn-bis (2-ethylhexanoate) on the polymerization of L-lactide at a temperature of 180 ° C and a [L-La] Q / [Sn] ratio from 5000: 1.
  • Weight loss determined with TGA from the slope of the linear part of the time-dependent function of the weight loss at 210 ° C in an air atmosphere.
  • nb not determined.
  • the occurrence of depolymerization reactions increases with increasing reactivity of the catalyst system with regard to the ring opening polymerization (cf. Examples 1 to 3).
  • Example 7 Dependence of the degradation rate of poly (L-lactide) on the initial molar ratio between monomer and the equimolar complex Sn-bis (2-ethylhexanoate) -triphenylphosphine.
  • Example 8 Influence of various stabilizers on the thermal stability of polylactides which contain Sn bis (2-ethylhexanoate) triphenylphosphine.
  • IRGANOX MD 1010 from Ciba Geigy (etrakis (methylene 3- (3 ', 5'-di-t-butyl-4' -hydroxy (phenyl) proprionate Jmethane), ULTRANOX from GE Specialty Chemicals (Bis (2, 4-di- t-butylphenyl) pentaerythritol aliphosphite) and mixtures of the two were used as stabilizers and / or metal deactivators, and the hydroxyl chain end groups were also changed by esterification.
  • An amorphous poly L, L-lactide-co-meso- Lactide) Stereocopoly er (92: 8), which is an equimolar catalyst
  • Table 7 shows the thermal stability of the polylactide as a function of the modifications made. With the exception of entry 5, one-stage thermal degradation is observed. Acetylation and esterification of the hydroxyl end groups of the polylactide by succinic anhydride do not result in a significant increase in thermal stability (entries 2 and 3). IRGANOX and IRGANO -rich stabilizers are also Mixer mixtures not effective for this polylactide. In contrast, the degradation rate decreases to an acceptable level with ULTRANOX as the main part of a stabilizer mixture (weight loss ⁇ 17% min -1 -10 3 or 1% during the first hour). ULTRANOX does not interfere with the lactide polymerization catalyzed by Sn (II) based catalysts. Therefore ULTRANOX can be added at the beginning of the ring opening polymerization (see Example 9)
  • Table 7 TGA measurements of modified polylactides containing an equimolar Sn-bis (2-ethylhexanoate) / triphenylphosphine complex with an initial molar monomer - tin ratio of 5000: 1.
  • MDT maximum decomposition temperature, defined by the turning point of the temperature-dependent weight loss at a heating rate of 10 K / min in an air atmosphere.
  • Tg5 temperature, which corresponds to a weight loss of 5% by weight in the temperature-dependent weight loss curve at a heating rate of OK / min under an air atmosphere.
  • Example 9 Influence of ULTRANOX on the polymerization kinetics and the thermal stability of polylactide, produced with Sn-bis (2-ethylhexanoate).
  • thermogravimetric measurements were carried out with poly (lactide) samples containing different amounts of ULTRANOX and polymerized with an initial molar monomer-tin ratio of 1000: 1. In the presence of such large amounts of Sn (II) catalyst, the addition of larger amounts of U1TRAN0X cannot prevent the occurrence of transesterification reactions (Table 8).
  • T-L, T2 turning points of the temperature-dependent weight loss curve at a heating rate of lOK / min in an air atmosphere.
  • thermogravimetric measurement is characterized by a two-stage weight loss. A clear shift in the two turning points was observed when the amount of ULTRANOX was increased. Increasing the ULTRANOX content increases the polymer weight loss, expressed here as weight loss after 1 hour. Based on the kinetic requirements for a one-stage polymerization process and the need for sufficient melt stability of the resulting polymers, no balance can be found between the catalytic activity of Sn bis (2-ethylhexanoate) against the polymerization and the depolymerization.
  • Hexanoic acid on the course of lactide polymerization Various amounts of the moderators 2-ethylhexanoate (Oct) and hexanoic acid (HS), which had previously been dried for 48 h over BaO and 48 h over MgS ⁇ , were mixed with L-lactide and an equimolar Sn-bis (2-ethylhexanoate) / triphenylphosphine Complex added with an initial molar monomer-tin ratio of 5000: 1. The polymerizations were carried out with stirring in sealed glass ampoules at 180 ° C. for 1.77 hours. The monomer conversion and the molecular parameters of the resulting polymers are listed in Table 9.
  • the influence of the monomer purity on the molecular weight of the polylactide obtained and on the kinetics of the polymerization were investigated.
  • the polymerization was carried out in closed glass ampoules at 180 ° C. for an initial molar ratio of monomer to Sn-bis (2-ethylhexanoate) / triphenylphosphine complex of 5000: 1 and different lactide purities.
  • the purity of the lactide was determined by potentiometric If the lactide purity decreases, the molecular weight and the polymerization time decrease slightly, for example the molecular weight reaches 245,000 g / mol with a remaining acidity of 2 mequ / kg and 79,000 g / mol with an acidity of 16 mequ / kg.
  • Example 12 Time and temperature dependence of the molecular parameters of the polymers obtained.
  • Table 10 shows the time dependence of the molecular weight and the molecular weight distribution when heated by an amorphous poly (L, L-lactide-co-meso-lactide) stereocopolymer (92: 8) to different temperatures under an air atmosphere.
  • the molecular weight parameters were determined using SEC in CHCI3, with
  • Example 13 Thermal and physical properties of some copolymers of L-lactide.
  • Table 11 shows the thermal and physical properties of some typical lactide-based polymers. Lactide stereopolymers were polymerized with an equi-ocular Sn-bis (2-ethylhexanoate) / triphenylphosphine complex at 180 ° C in sealed glass ampoules for an initial molar ratio between monomer and tin of 1000: 1 and one Response time of 0.5 h with constant stirring. The copolymerization of L-lactide and ⁇ -caprolactone was carried out accordingly for a monomer-tin ratio of 5000: 1 and a polymerization time of 4 hours. After removal of tin residues by solvent extraction (see Example 1), the samples were melted and 5 min.
  • a system diagram of process engineering system 10 as shown in FIG. 1 for continuous polymerization by single-stage reactive extrusion of poly (L-lactide) is described below.
  • a co-rotating, tightly intermeshing twin-screw extruder 16 from Berstorff (ZE 25) was selected as the extrusion machine.
  • ZE 25 Berstorff
  • 2 kg of L-lactide were poured into a large glass flask, which had previously been flamed out and flooded twice with nitrogen. With the aid of a syringe with a stainless steel needle, the catalyst / cocatalyst system dissolved in toluene was added to the L-lactide through a rubber septum which closes the glass bulb.
  • 700 g / h was chosen as the mass throughput for the polymerization, ie the gravimetric metering throws 700 g / h of the monomer-catalyst / cocatalyst mixture into a feed hopper 14 of the twin-screw extruder 16. This hopper 14 is also flushed from below in countercurrent with dried nitrogen.
  • FIG. 2 shows the screw concept which was used in this example.
  • the twin-screw extruder 16 used has a screw diameter of 25 mm and a length / diameter ratio of 48 and is therefore one of the longer twin-screw extruders which, because of their length, are preferred for reactive preparation and thus also for the desired polymerization.
  • the twin-screw extruder 16 has both a modular screw and a modular structure made up of several housings 50. The first two housings of the screw rotating at 100 revolutions / minute are not heated, so that the solid monomer in the elements with a large conveying angle is conveyed into the machine relatively quickly. The third housing is used to melt the raw materials at smaller conveying angles of the screw elements and at elevated temperatures.
  • the subsequent toothed disks work like knives that cut against each other and have the effect that the material flow is broken down into new partial flows and new neighborhoods are created in the polymer melt. These shear and mixing combinations are each blocked against the flow.
  • the further the polymerization progressed the more vigorously the barrier was chosen - first with a counter-promoting kneading block, then with a combination of counter-promoting kneading block and counter-promoting screw element and finally through a blister element that achieves the strongest resistance.
  • the purpose of these melt brakes is to keep the material in the mixing elements for as long as possible, to increase the degree of filling in them and thus to improve the mixing effect.
  • the melt becomes more viscous and the more important is the thorough mixing for the polymerization process, since the potential partners for polymerization become fewer. That is why the backflow elements are tightened in every mixing combination in order to achieve a better mixing effect.
  • thermodynamic equilibrium is not necessarily the same as in an experiment with the same starting conditions in a glass ampoule due to the increased pressure and the thermal-mechanical energy input.
  • the finished polymer emerges from a circular nozzle and, if the monomer content is still above 1% by weight, can be freed of the monomer still present at low pressure with the subsequent degassing unit 18.
  • the still molten, highly viscous polymer thus formed is cooled on a conveyor belt 20 with air cooling and granulated in a subsequent granulator 22 and bagged for further processing.
  • Table 12 two poly (L-lactides) are juxtaposed for comparison.
  • One (Table 12, entry 2) is polymerized according to the process technology described at a housing temperature of 180 ° C
  • the other (Table 12, entry 1) is polymerized at 180 ⁇ C according to Example 1 in the glass ampoule.
  • Example 15 Continuous polymerization by single-stage reactive extrusion of melt-stable poly (L-lactide) in a co-rotating, closely intermeshing twin-screw extruder.
  • Lactide and the equimolar Sn-bis (2-ethylhexanoate) / triphenylphosphine complex with [L-LaJ Q / CSn] 5000 now 1% by weight ULTRANOX added as a stabilizer.
  • the mass throughput is 700g / h
  • the housing temperatures are 180 ° C
  • the speed is 100 rpm.
  • the analysis results of the melt-stable polymer produced in this way are shown in Table 13 with the some of the unstabilized polymer produced in Example 14.
  • Ratio [L-La] 0 / [Sn] 5000, 180 ° C housing temperature, 100 rpm speed).
  • the most striking feature of the melt-stable polymer obtained with 1% by weight of ULTRANOX is the significantly lower and lighter coloration, which indicates significantly lower depolymerization reactions.
  • Both the stabilized and the non-stabilized polymer show 99% monomer conversion, ie the polymerization is complete and degassing of the polymer obtained is no longer necessary.
  • the stabilized polymer has a higher number average molecular weight and a narrower molecular weight distribution, ie without a stabilizer, intermolecular transesterification reactions take place in the extrusion machine, which are significantly reduced when 1% by weight of ULTRANOX is added.
  • Example 17 Process engineering concept of an in-line rheometric viscosity determination of the polymerized polymer from a single-stage reactive extrusion and regulation of the polymerization by changing the nozzle resistance and / or the addition amount of moderators which influence the molecular weight.
  • FIG. 3 shows the nozzle region 30 of the twin-screw extruder 16 used.
  • the polymer then passes from the twin-screw extruder 16 into a gear pump 32, the speed of which is infinitely variable with a potentiometer. In the stationary state, this has the same polymer throughput as the twin-screw extruder 16.
  • a gear pump 32 the speed of which is infinitely variable with a potentiometer. In the stationary state, this has the same polymer throughput as the twin-screw extruder 16.
  • there is a flat slot capillary 34 with a temperature sensor 36 in the vicinity of the melt or directly in the melt, as well as two pressure measuring points 38 and 40 Pressure drop over the capillaries 34 can be determined and thus the wall shear stress ⁇ w can be determined according to equation 1.
  • the associated shear rate ⁇ in the flat slot capillaries can be calculated from the known polymer throughput and the geometry data of the flat slot capillaries 34 according to equation 2.
  • ⁇ app (6-C z -n z ) / (bh 2 ) (equation 2)
  • a polymer with a certain viscosity is characterized by the shear rate and the shear stress at a certain temperature.
  • the polymerization process can thus be regulated with knowledge of the molecular weight and the molecular weight distribution.
  • the addition amount of a moderator for influencing the molecular weight can be controlled, ie should the viscosity and thus the molecular weight of the resulting polymer decrease, the addition of the moderator is throttled, so that the molecular weight and thus the viscosity of the melt increased again to the desired level.
  • Example 18 Process engineering concept of an online
  • FTIR measurement to determine the monomer conversion in the polymerized polymer from a one-step reactive extrusion and control of the polymerization by changing the nozzle resistance.
  • Example 14 analogously to Example 17, the polymer formed at the end of the twin-screw extruder 16 can be measured by FTIR spectroscopy when it emerges from the die.
  • Example 17 in which the entire polymer mass flow was used to determine the rheological properties, only a very small partial flow is required for the characterization by means of FTIR spectroscopy. A short partial flow is therefore taken from the polymer stream shortly before the nozzle via a bypass, which is fed via an electrically heated channel to an IROS 100 transmitted light FTIR spectrometer.
  • a signal determined from this is then used via a control circuit to control the nozzle resistance as described in Example 17 via the speed control of the gear pump 32, which functions as a variable resistance nozzle.
  • control strategies are thus possible with different efforts, which can also be combined with one another (eg example 17 + example 18).

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Abstract

Bei einem aliphatischen Polyester und/oder Copolyester, erhalten aus einer Polyreaktion mindestens eines Monomers aus der Gruppe der Lactide, Lactone, zyklischen Carbonate und zyklischen Anhydride, wird, damit der aliphatische Polyester und/oder Copolyester in einem Einstufenprozess hergestellt werden kann, vorgeschlagen, dass in der Polyreaktion ein Reaktionsgemisch verwendet wird, welches mindestens einen Katalysator der allgemeinen Formel (M) (X1, X2... Xm)n enthält, wobei M ein Metall, ausgewählt aus der Gruppe 3 bis 12 des Periodensystems und aus den Elementen A1, Ga, In, Tl, Sn, Pb, Sb und Bi, (X1, X2... Xm)n ein Substituent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Carbocylate, Halogenide, Alkoxide und Verbindungen mit Elementen aus der Gruppen 15 und/oder 16 des Periodensystems, m eine ganze Zahl im Bereich von 1 bis 6, und n ein ganze Zahl im Bereich von 0 bis 6 bedeutet und ferner mindestens einen Cokatalysator der allgemeinen Formel (Y) (R1, R2... Rq)p enthält, wobei Y ein Element, ausgewählt aus der Gruppe 15 oder 16 des Periodensystems, (R1, R2... Rq) ein Substituent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Halogenide, Oxyalkyle, Aminoalkyle, Thiolkyle, Phenoxide, Aminoaryle, Thioaryle, bedeutet und q bzw. p den Werten für m bzw. n entsprechen. Insbesondere wird die Darstellung von Polylactiden mit einer Kombination aus Zinn- bis (2-ethylhexanoat) und Triphenylphosphin beschrieben. Weiterhin wird ein Verfahren zur Herstellung des aliphatischen Polyesters und/oder Copolyesters in einem Extruder vorgeschlagen.

Description

VERFAHREN ZUR HERSTELLUNG ALIPHATISCHER POLYESTER
Die Erfindung betrifft einen aliphatischen Polyester und/oder Copolyester, erhalten aus einer Polyreaktion mindestens eines Monomers aus der Gruppe der Lactide, Lactone, zyklischen Carbonate und zyklischen Anhydride, sowie ein Verfahren zu seiner Herstellung.
Polymere finden heutzutage in vielerlei Produkten Verwendung. Aufgrund der großen Verbreitung von Polymeren bilden diese zunehmend ein ökologisches Problem, da ein Großteil der jährlich 150 Mio. Tonnen weltweit produzierten Polymeren bioresistent ist, d. h. nicht von den in der Natur ablaufenden Prozessen abgebaut werden können. Mögliche Lösungen zur Verminderung dieses Abfallproblems sind die Verbrennung, Wiederaufbereitung, Pyrolyse oder andere chemische Abbauverfahren. Diese weisen jedoch teilweise erhebliche Nachteile auf.
Eine andere Möglichkeit, das Abfallproblem zu vermindern, ist die Entwicklung von Polymeren, die von in der Natur ablaufenden Prozessen assimiliert und abgebaut werden. Daher finden schmelzestabile, aliphatische Polyester und/oder Copolyester und besonders auf Lactiden basierende Polyester eine zunehmende Beachtung, wobei sie als Standardkunststoffe mit den herkömmlichen petrochemischen Polymeren, die in Form von Verpackungen, Papierbeschichtungen, Fäden, Schäumen, Folien, etc. verwendet werden, konkurrieren können-
Die seit langem bekannten hochmolekularen aliphatischen Polyester, welche aus Ringöffnungspolymerisation von zyklischen Verbindungen wie 1, 4-Dioxan-2, 6-Dion (Glykolld) und 3,5- Dimethyl-1, 4-Dioxan-2, 6-Dion ( actid ) hergestellt werden können, sind jedoch empfindlich gegen Wärme und Wasser. Dieser Nachteil wurde für die Herstellung von therapeutischen Hilfsmitteln in der Medizin und Pharmakologie wie beispielsweise Nahtmaterial genutzt, da dieses Nahtmaterial im Körper leicht abgebaut werden kann. Allerdings ist die Herstellung dieser hochmolekularen Lactid-Poly eren und Copolymeren mit den entsprechenden physikalischen Eigenschaften ausgesprochen aufwendig und kostenintensiv. Die zur Herstellung solcher hochmolekularen Lactidpolymeren und Copolymeren für die Medizin und Pharmakologie verwendeten Verfahren, wie beispielsweise die Lösemittelextraktion, sind daher nicht geeignet, petrochemische Polymere zu ersetzen.
Notwendig zum Ersatz petrochemischer Polymere durch biologisch abbaubare ist daher die Bereitstellung eines kostengünstig und einfach herzustellenden geeigneten Polyesters und Copolyesters und ein entsprechendes Verfahren zu seiner Herstellung, um eine kostengünstige, umweltfreundliche integrierte Produktion bei hohen Produktionsvolumina zu erreichen.
Es ist bekannt, daß eine große Anzahl von organo-metallischen und metallischen Verbindungen die Ringöffnungspolymerisation von Lactiden, Lactonen, zyklischen Anhydriden und zyklischen Carbonaten beschleunigt. Diese organo-metallischen und metallischen Verbindungen steuern die Polymerisationsgeschwindigkeit, den Grad der Racemisation, den Gehalt an verbleibendem Monomer im gewonnenen Polymer und die Polymerzusaπunensetzung . Nachteilig fördern diese organo-metallischen und metallischen Verbindungen auch Seitenreaktionen wie inter- und intramolekulare Transesterifikationsreaktionen in aliphatischen Polyestern und Copolyestern. Solche nachteiligen Nebenreaktionen können auch bei der anschließenden thermischen Behandlung und Verarbeitung des gewonnenen Polymers auftreten. Durch intramolekulare Transesterifikationsreaktionen werden gasförmige Abbauprodukte sowie Monomere und zyklische Oligomere gebildet, wodurch eine Verbreiterung der Molekulargewichtsverteilung, eine Erniedrigung des Molekulargewichts, ein begrenzter Monomerumsatz in das Polymer und ein Gewichtsverlust des Polymers bei Erwärmung erfolgt.
Eine Möglichkeit zur Vermeidung der Transesterifikationsreaktionen ist die Entfernung des Katalysators durch Lösemittelextraktion und selektivem Abscheiden des Polymers. Jedoch ist diese Technik ausgesprochen kostenintensiv, so daß sich ein Einsatz für den Ersatz von petrochemisehen Polymeren durch aliphatische Polyester und/oder Copolyester nicht anbietet. Eine weitere Möglichkeit, Transesterifikationsreaktionen zu vermeiden, ist der Zusatz von Metalldesaktivatoren. Diese können jedoch nicht eine Verringerung des Molekulargewichts verhindern, weshalb als eine weitverbreitete Alternative eine Kombination aus Stabilisatoren und Metalldesaktivatoren mit einer Reduktion der Menge der metalbasierenden Initiierungssysteme bzw. Katalysatoren angewendet wird. Als ausgesprochener Nachteil ergibt sich hierbei, daß die Polymerisationszeit dermaßen verlängert wird, daß der aliphatische Polyester und/oder Copolyester in einem Zweistufenprozeß hergestellt werden muß, wobei in einer ersten Stufe die Vorpolymerisierung in einem Reaktor stattfindet, worauf in einer zweiten Stufe die Polymerisierung in reaktiver Extrusion stattfindet, wobei das entstehende Polymer anschließend gereinigt werden muß, um verbleibende Monomere zu entfernen.
Mit auf Seltenen Erdmetallen basierenden oder speziellen Alkoxid-Initiierungssystemen könnte die Polymerisation auch in einem Einstufenprozeß in reaktiver Extrusion durchgeführt werden (WO 91/05001 und US 5 292 859). Abgesehen von den hohen Kosten dieser speziellen Initiierungsysteme weisen die damit hergestellten, auf Lactid und Lacton basierenden Polyester eine geringe thermische Stabilität auf, so daß bei der Verarbeitung der gewonnenen Polymere eine Erniedrigung des Molekulargewichts auch nicht durch Zugabe von Metalldesaktivatoren verhindert werden kann.
Polymerisationsprozesse mit Extrusionsmaschinen wurden bereits vorgeschlagen (EP 0 372 221), wobei hier aber die Extrusionsmaschinen nicht mit dafür vorgesehenen Verfahrensparametern betrieben wurden, sondern nur als Förderaggregat verwendet wurden. Es wurden auf diese Weise bisher nur Polymer/Monomer- Gemische hergestellt, die in weiteren Verfahrensschritten aufbereitet werden mußten.
Aufgabe der vorliegenden Erfindung ist es, aliphatische Polyester und/oder Copolyester zu entwickeln, welche eine schnelle Polymerisation aufweisen, so daß diese in einem Einstufenprozeß hergestellt werden können. Weiterhin ist es Aufgabe der vorliegenden Erfindung, eine entsprechendes Verfahren zur Herstellung der erfindungsgemäßen aliphatischen Polyester und/oder Copolyester zu schaffen.
Diese Aufgabe wird durch einen aliphatischen Polyester und/oder Copolyester der eingangs beschriebenen Art erfindungsgemäß dadurch gelöst, daß in der Polyreaktion ein Reaktionsgemisch verwendet wird, welches
mindestens einen Katalysator der allgemeinen Formel
(M)(X2, X2 ... Xm )n (I)
enthält, wobei M ein Metall, ausgewählt aus der Gruppe 3-12 des Periodensystems und aus den Elementen AI, Ga, In, Tl, Sn, Pb, Sb und Bi, (X^, X2 •*• ^m ^ e^n Substituent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Carboxyla- te, Halogenide, Alkoxide und Verbindungen mit Elementen aus der Gruppe 15 und/oder 16 des Periodensystems, eine ganze Zahl im Bereich von 1 bis 6, und n eine ganze Zahl im Bereich von 0 bis 6 bedeutet und ferner
mindestens einen Cokatalysator der allgemeinen Formel
(YMR-L, R2 ... Rq)p (II)
enthält, wobei Y ein Element, ausgewählt aus der Gruppe 15 oder 16 des Periodensystems, (R^, 2 ••• RQ) ein Substituent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Halogenide, Oxyalkyle, Aminoalkyle, Thioalkyle, Phenoxide, Aminoaryle, Thioaryle, q eine ganze Zahl im Bereich von 1 bis 6, und p eine ganze Zahl im Bereich von 0 bis 6 bedeutet.
Ein Vorteil dieser erfindungsgemäßen aliphatischen Polyester und/oder Copolyester ist, daß diese eine hohe Polymerisationsgeschwindigkeit aufweisen, welche eine kostengünstige Herstellung in einem Einstufenprozeß ermöglicht. Außerdem kann vorteilhafterweise das aus Katalysator und Cokatalysator bestehende Initiierungssyste in der Polymermatrix verbleiben, ohne einen speziellen Desaktivator zugeben oder eine Extraktion durchführen zu müssen .
Bevorzugt ist das Molverhältnis des Cokatalysators zum Katalysator im Bereich von 100:1 bis 1:100 gewählt. Bei einem solchen Molverhältnis ist die katalytische Aktivität des Katalysator/Cokatalysator-Systems ausreichend hoch, so daß die kinetischen Anforderungen an eine Herstellung des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und/oder Copolyesters in einem Einstufenprozeß erfüllt werden.
Insbesondere umfaßt der Katalysator eine zinnhaltige Verbindung. Zinnkatalysatoren weisen neben Seltenen Erdmetall-Katalysatoren die höchste Polymerisationsgeschwindigkeit auf. Vorteilhaft umfaßt der Katalysator insbesondere Sn-bis(2-ethyl- hexanoat ) , da dieses käuflich zu niedrigen Kosten erhältlich ist, im Vergleich zu anderen Zinnverbindungen nicht sehr empfindlich gegenüber Sauerstoff und Feuchtigkeit ist und außerdem von der FDA als Nahrungsmittelzusatz genehmigt wurde. Dies ermöglicht seine Verwendung in Verpackungsmaterialien für Lebensmittel .
Weiterhin umfaßt der Cokatalysator bevorzugt eine Phosphorverbindung, insbesondere ( ^, R2, R3.3 mi R^, R2, R3 ausgewählt aus der Verbindungsklasse der Aryle und Alkyle. Diese erhöhen die Aktivität des Katalysator/Cokatalysator-Systems erheblich und erhöhen somit die Polymerisationsgeschwindigkeit. Insbesondere ist als Cokatalysator P(Ph)3 ausgewählt.
Bevorzugt umfaßt die Reaktionsmischung als Katalysator Sn- bis(2-ethylhexanoat ) und als Cokatalysator P(Ph) . Diese Kata- lysator/Cokatalysator-Kombination ermöglicht eine hohe Polymerisationsgeschwindigkeit des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und/oder Copolyesters.
Besonders bevorzugt ist das Molverhältnis des Katalysators Sn- bis( 2-ethylhexanoat ) zum Cokatalysator P(Ph)3 1:1. Bei einem solchen Molverhältnis ergibt sich vorteilhafterweise eine sehr große katalytische Aktivität, wodurch die Polymerisationsgeschwindigkeit weiter ansteigt und ein Einstufenprozeß zur Herstellung des erfindungsgemäßen Polyesters und Copolyesters noch vorteilhafter durchzuführen ist.
Der erfindungsgemäße aliphatische Polyester und/oder Copolyester umfaßt insbesondere einen Stabilisator. Dieser verhindert radikalische Kettenabbruchreaktionen zu einem großen Teil und auch Depolymerisationsreaktionen, sowohl während des Polymerisationsprozesses als auch während der Weiterverarbeitung in der Schmelze. Die Zugabe des Stabilisators zu dem erfindungsgemäßen aliphatischen Polyester und/oder Copolyester erfolgt entweder im Anschluß an den Polymerisationsprozeß oder aber zu Beginn des Polymerisationsprozesses, wobei die zuletzt genannte Alternative bevorzugt ist.
Besonders bevorzugt umfaßt der Stabilisator Organophosphite, phenolische Verbindungen oder Mischungen daraus. Organophosphite und phenolische Verbindungen oder Mischungen daraus beeinflussen die Polymerisationskinetik nicht negativ. Hierdurch führen sie nicht zu einer Verminderung der Polymersiationsge- schwindigkeit , was negative Auswirkungen auf die Durchführbar- keit eines Einstufenprozesses zur Herstellung des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und Copolyesters hätte. Hier wird vorzugsweise als Stabilisator Bis( 2,4-di-t-butyl- phenyl )pentaerythrioldiphosphit verwendet, da dieses ebenfalls von der FDA für den Kontakt mit Lebensmitteln zugelassen ist und daher der erfindungsgemäße aliphatische Polyester und/oder Copolyester auch für die Verpackung von Lebensmitteln verwendet werden kann.
Der Stabilisator ist bevorzugt in einem Anteil von weniger als zwei Gewichtsanteile auf 20 Gew. -Anteile Monomer, besonders bevorzugt von weniger als einem Gew. -Anteil auf 100 Gew. -Anteile Monomer, enthalten.
Weiterhin ist bevorzugt ein Moderator zur Kontrolle des Molekulargewichts enthalten. Dies ist vorteilhaft, da die physikalischen Eigenschaften des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und/oder Copolyesters wie beispielsweise Elastizitätsmodul, Zugfestigkeit, Bruchdehnung, Schlagzähigkeit und Biegemodul ein maximales Plateau bei einem bestimmten durchschnittlichen Molekulargewicht erreichen. Durch die Zugabe eines Moderators können somit die gewünschten Eigenschaften des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und Copolyesters gezielt eingestellt und kontrolliert werden.
Bevorzugt ist der Moderator aus Phenolen, Alkoholen, ein- oder zweiwertigen Aminen, Thiolen und aus diesen Verbindungsklassen gebildeten multifunktionellen Wasserstoffverbindungen oder mul- tifunktionellen Polymeren ausgewählt. Diese können auch als Verunreinigungen im Monomer vorliegen, was vorteilhaft ist, da so die benötige Reinheit des verwendeten Mono ers auf ein definiertes Maß reduziert werden kann, wodurch teure Reinigungs- schritte des Monomers vermieden werden können. Der erfindungsgemäße aliphatische Polyester und/oder Copolyester enthält bevorzugt einen Füll- und/oder Verstärkungssto f. Besonders bevorzugt ist der Füll- und/oder Verstärkungsstoff mit reaktiven Endgruppen zur Moderierung des Molekulargewichts des erfindungsgemäßen Polyesters und Copolyesters versehen. Hierduch kann eine einfache Ankopplung des Füll- und/oder Verstärkungsstoffes an das erfindungsgemäße Polymer ermöglicht werden. Die Füll- und/oder Verstärkungsstoffe können sowohl zu Beginn, während als auch im Anschluß an die Polymerisation zugegeben und eingearbeitet werden.
Weiterhin ist der erfindungsgemäße aliphatische Polyester und/oder Copolyester insbesondere dadurch gekennzeichnet, daß das Molekulargewicht zwischen 30.000 und 300.000 g/mol, bevorzugt zwischen 80.000 und 200.000 g/mol, liegt, und daß die Molekulargewichtsverteilung < 2,0 ist. Innerhalb dieser bevorzugten Bereiche für das Molekulargewicht weist der erfindungsgemäße aliphatische Polyester und/oder Copolyester sehr gute physikalische Eigenschaften in Bezug auf beispielsweise den Elastizitätsmodul und den Biegemodul auf. Durch die angegebenen Bereiche für das Molekulargewicht werden weiterhin die Viskosität und die Abbaubedingungen des Polymers sowie die Auswahl der verwendeten Methoden zur Weiterverarbeitung der Polymerschmelze beeinflußt.
Insbesondere beträgt der Monomeranteil im Polymer weniger als 5 Gew.%, bevorzugt weniger als 2 Gew.%. Auf diese Weise werden schädliche Einflüsse auf die bei der nachfolgenden Verarbeitung der Polymerschmelze verwendeten Apparaturen durch beispielsweise Beeinträchtigungen der Apparaturen durch noch vorliegende freie Säure vermieden. Gegebenenfalls wird eine Entgasung der Reaktionsmischung durchgeführt, um den verbleibenden Monomeranteil weiter abzusenken. Das Molverhältnis zwischen eingesetztem Monomer oder einer Mischung von Monomeren und der Katalysator/Cokatalysator-Mischung beträgt bevorzugt mindestens 5000:1. Bei einem derart gewählten Molverhältnis werden die negativen Effekte der verwendeten Katalysatoren, insbesondere die Transesterifikationsreaktionen, verringert, wobei gleichzeitig die Polymerisationsgeschwindigkeit noch ausreichend hoch ist, um in einem Einstufenprozeß den erfindungsgemäßen aliphatischen Polyester und/oder Copolyester herzustellen. Des weiteren ist bei einem solchen MolVerhältnis die Zugabe von Metalldesaktivatoren nicht zwingend erforderlich.
Weiterhin weist das Monomer oder eine Mischung von Monomeren bevorzugt einen freien Säuregehalt von maximal 10 mequ/kg und einen Wassergehalt von maximal 200 ppm auf. Daher wird als Ausgangsstoff für den erfindungsgemäßen aliphatischen Polyester und/oder Copolyester kein aufwendig gereinigtes und damit teures Monomer als Ausgangssubstanz benötigt.
Die vorliegende Erfindung betrifft weiterhin ein erfindungsgemäßes Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern mit einer Extrusionsmaschine, welches dadurch gekennzeichnet ist, daß
- in einer Polyreaktion mindestens ein Monomer aus der Gruppe der Lactide, Lactone, zyklischen Carbonate und zyklischen Anhydride umgesetzt wird;
- in der Polyreaktion ein Reaktionsgemisch aus
mindestens einem Katalysator der allgemeinen Formel
( MX-L, X2 ... Xm )n f (I) wobei M ein Metall, ausgewählt aus der Gruppe 3-12 des Periodensystems und aus den Elementen AI, Ga, In, Tl, Sn, Pb, Sb und Bi, (Xχ, X2 Xm) ein Substituent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Carboxylate, Halogenide, Alkoxide und Verbindungen mit Elementen aus der Gruppe 15 und/oder 16 des Periodensystems, m eine ganze Zahl im Bereich von 1 bis 6, und n eine ganze Zahl im Bereich von 0 bis 6 bedeutet und ferner
mindestens einem Cokatalysator der allgemeinen Formel
(Y)(Rχ, R2 ... Rq)p, (II)
wobei Y ein Element, ausgewählt aus der Gruppe 15 oder 16 des Periodensystems, ( j, R ••• RQ) e n SulD~ stituent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Halogenide, Oxyalkyle, Ami- noalkyle, Thioalkyle, Phenoxide, Aminoaryle, Thioary- le, q eine ganze Zahl im Bereich von 1 bis 6, und p eine ganze Zahl im Bereich von 0 bis 6 bedeutet, verwendet wird; und
- das Verfahren ein kontinuierlich geführter, einstufiger, reaktiver Extrusionsprozeß ist.
Dieses erfindungsgemäße Verfahren zur Herstellung des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und/oder Copolyesters ist besonders vorteilhaft, da der erfindungsgemäße aliphatische Polyester und/oder Copolyester in einem einstufigen und kontinuierlich geführten Extrusionsprozess ausgesprochen kostengünstig bei sehr guter Ausbeute und Qualität des Polymerprodukts erhalten wird. Weiterhin erfolgt bevorzugt in der Phase der Oligomerisierung ein Durchmischen und Homogenisieren der Mischung und in der Phase des Auspolymerisierens ein Druckaufbau mit thermischmechanischem Energieeintrag.
Durch das Durchmischen und Homogenisieren der Mischung in der Phase der Oligomerisierung wird eine hohe Anzahl an Platzwechselvorgängen in der Extrusionsmaschine ermöglicht, wodurch sich die Polymerisa-tionsgeschwindigkeit erhöht. Der in der Phase des Auspolymerisierens erfolgende Druckaufbau mit thermisch-mechanischem Energieeintrag kombiniert mit der hohen Anzahl an Platzwechselvorgängen in der Extrusionsmaschine reduziert die durchschnittliche Verweilzeit des Reaktionsgemisches in der Extrusionsmaschine soweit, daß die Polyreaktion im wesentlichen schon innerhalb der Extrusionsmaschine abgeschlossen ist. Dieses vereinfacht in erheblichem Maße die Herstellung des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und Copolyesters, wodurch die Kosten für das erfindungsgemäße Verfahren deutlich gesenkt werden.
Bevorzugt wird die Extrusionsmaschine ein gleichsinnig drehender, dicht kämmender Zwei-Schneckenextruder sein. Dieser ermöglicht eine hohe Anzahl an Platzwechselvorgängen und gleichzeitig einen Druckaufbau mit thermisch-mechanischem Energieeintrag. Vorteilhaft ist weiterhin, daß ein Zwei-Schneckenextruder aus Schnecken und Zylinderteilen modular aufgebaut ist, wodurch eine größtmögliche Flexibilität in einer Anlage zur Herstellung des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und Copolyesters zur optimalen Anpassung an die spezifischen Polymerisationsbedingungen ermöglicht wird.
Insbesondere weisen die temperierbaren Abschnitte der Extrusionsmaschine eine Temperatur in einem Bereich zwischen 100 und 230°C, bevorzugt zwischen 180 und 195 °C, auf. Höhere Temperaturen resultieren in einer Verfärbung des polymeren Endprodukts. Weiterhin wird in diesen Temperaturbereichen eine schmale Molekulargewichtsverteilung von vorzugsweise < 2,0 des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und Copolyesters erhalten.
Das erfindungsgemäße Verfahren ist weiterhin insbesondere dadurch gekennzeichnet, daß
- in einem ersten Schritt die Ausgangsstoffe Monomere und Comonomere, Katalysatoren, Cokatalysatoren, Moderatoren, Stabilisatoren, Füll- und/oder Verstärkungsstoffe vermischt werden;
- in einem zweiten Schritt diese Mischung der Extrusionsmaschine zudosiert wird;
- in einem dritten Schritt das gewonnene Polymer kontinuierlich polymerisiert und ausgetragen wird; und
- in einem vierten Schritt das gewonnene Polymer ausgeformt wird.
Die Zudosierung der Mischung in die Extrusionsmaschine erfolgt bevorzugt gravimetrisch, kann jedoch auch volumetrisch erfolgen. Die gravimetische Dosierung hat den Vorteil, daß auch unregelmäßig geformtes Füllgut einfach und konstant der Extrusionsmaschine zudosiert werden kann.
Das gewonnene Polymer wird bevorzugt nach dem Austrag durch Kühlung verfestigt, wobei die Kühlung bevorzugt über einem Förderband mit Luft erfolgt. Das so gewonnene Polymer wird bevorzugt in einem Granulierer zu Kunststoffgranulat aufgeformt, welches eine übliche Verkaufsform für Polymere darstellt. Allerdings kann das gewonnene Polymer auch in anderen Verkaufsformen hergestellt werden.
Weiterhin werden in dem erfindungsgemäßen Verfahren der Moderator, der Stabilisator, die Füll- und/oder Verstärkungsstoffe bevorzugt gesondert der Mischung zugefügt. Damit wird die Möglichkeit gegeben, auf die Polymerreaktion einen größeren Einfluß nehmen zu können. Allerdings können sowohl der Moderator als auch alle weiteren Ausgangsstoffe einzeln zudosiert werden, ebenso wie die entsprechenden Dosierstellen auch räumlich voneinander getrennnt angeordnet sein können.
Bevorzugt ist weiterhin vorgesehen, daß mittels einer in-line- oder on-line-Messung die Viskosität des Polymers und/oder Copo- lymers durch eine in-line- oder on-line-infrarotspektrosko- pische Messung der Monomerumsatz des gewonnenen Polymers bestimmt wird. Diese Daten werden bevorzugt zur direkten Regelung der Verfahrensparamter und/oder Steuerung der Zugabemenge des Moderators verwendet werden.
Vorzugsweise kann der verbleibende Monomeranteil im Polymer durch ein Entgasungsaggregat in der Extrusionsmaschine reduziert werden. Hierdurch kann vorteilhafterweise der Monomeranteil im Polymer weiter abgesenkt werden.
Diese und weitere Vorteile des erfindungsgemäßen aliphatischen Polyesters und/oder Copolyesters und des erfindungsgemäßen Verfahrens zu seiner Herstellung werden in den folgenden Ausführungsbeispielen und Zeichnungen gezeigt.
Die Zeichnungen zeigen im einzelnen: Figur 1: ein Verfahrenskonzept zur Herstellung des erfindungsgemäßen Polyesters und/oder Copolyesters;
Figur 2: ein Schneckenkonzept für den Zwei-Schneckenextruder zur Herstellung des erfindungsgemäßen Polyesters und/oder Copolyesters mit einer Förderrichtung von links nach rechts (entsprechend 52 zu 56);
Figur 3: eine Meßdüse und Regeleinheit, welche den Zwei- Schneckenextruder beschließen.
Beispiel 1 : Katalysatoren für aliphatische Polyester und/oder Copolyester
Es wurden kinetische Experimente durchgeführt, um den Einfluß von unterschiedlichen Metall-Acetylacetonaten (2,4- Pentandionato-O, 0 ' ) als Katalysatoren für die Ringöffnungspolymerisation von Lactid in der Schmelze zu ermitteln. In diesen Experimenten wurde die Zeitabhängigkeit des Molekulargewichts und der Monomerumwandlung für ein konstantes anfängliches molekulares Monomer-Metall-Verhältnis von 1000 bei 180°C untersucht. Die Monomerumwandlung wurde durch FTIR-Spektroskopie bestimmt, wobei als Referenz eine Kalibrierung des Verhältnisses von Polylactid (PIA) zu Lactid (LA) ([PIA] /[LA]) zum Verhältnis von Ai323/A 35 verwendet wird und mittels -"-HNMR-Spektroskopie in CDCI3 bei bis 25°C die relativen Intensitäten der Monomerund Polymer-Methin-Gruppen überprüft wurden. Das Molekulargewicht des Polylactids wurde in CHCI3 bei 35 βC durch Verwendung eines WATERS 610 Flüssigchromatographen bestimmt. Das Molekulargewicht und die Molekulargewichtsverteilung wurde relativ zu einer Polystyrol(PS)-Kalibrierung ermittelt und auf eine absolute Basis unter Verwendung einer Universalkalibrierung korrigiert (Kps = 1,67-10-4, aPS= 0,692, KpLA=l .05« 10"3, apLA=
0,563). Die Polymerisation wurde in allen Ausführungsbeispielen in der im folgenden beschriebenen Weise durchgeführt.
Die Polymerisation fand in einer vorher ausgeflammten und mit Stickstoff gespülten 25ml Ampulle statt, die mit einem durch ein Septum verschlossenen Eingang versehen ist. Für jedes kinetische Experiment wurden mindestens 5 Ampullen mit Lactid sehr schnell unter Luftatmosphäre gefüllt. Die Ampullen wurden evakuiert und zweimal mit Stickstoff gespült, bevor der Katalysator gelöst in Toluol oder Tetrahydrofuran durch das Septum mit Spritzen mit Nadeln aus rostfreiem Stahl zugegeben wurde. Die Lösemittel wurden unter reduziertem Druck verdampft, die Ampullen versiegelt und in einen thermostatischen Ofen gebracht. Die Ampullen wurden zu bestimmten Zeitpunkten aus dem Ofen genommen, mit kaltem Wasser abgekühlt, die Spitze abgebrochen und der Inhalt in CHCI3 aufgelöst. Die Zinnrückstände wurden extrahiert, indem die organische Schicht nacheinander mit wässeriger HCl-Lösung (0,lmolar) und zweimal mit deionisiertem Wasser gewaschen wurde. Um den Monomerumsatz mittels FTIR-Spektroskopie zu bestimmen, wurde ein Teil der Lösung entnommen und in einer KBr Zelle verdampft, die verbleibende Lösung wurde in kaltes Methanol geschüttet. Das Polymer wurde so durch Ausfällung wiedergewonnen und unter Vakuum bis zu Gewichtskonstanz getrocknet.
Polylactid, hergestellt unter Verwendung von Sn( II )-Katalysatoren, polymerisiert im Vergleich zu anderen Verbindungen am schnellsten ( abelle 1 ) .
Tabelle 1: Einfluß des Katalysators Metall-2, 4-pentandionato- 0,0' auf die Kinetik der L-Lactid-Polymerisation in der Schmelze bei 180°C bei einem anfänglichen molaren Verhältnis zwischen Monomer und Metall von 1000:1. Metall Farbe in t90[h}(2) t100[h](2) M^oo'10"3 (3) ^^n { 3 ) -Kation Toluol
Al(III) farblos 1,7 3 99 1,6
Fe(II) dunkelrot 1,2 1,6 102 1,6
Zn(II) farblos (5) 0,9 nb 70 1,6
Mn(II) dunkelbraun 0,8 1,4 52 1,6
Co(II) rosa'1' 0,5 1,07 116 1,6
Sn(II) hellgelb 0,2 0,25 255 1,5
V(III) dunkelbraun 6 22,75 34 1,8
Cn(II) blau<3>, >24.00 nb nb nb purpur
C (III)
(1) in THF an Stelle von Toluol
(2) Polymerisationszeit, um 90% bzw. maximale Monomerumwandlung (100%) zu erreichen.
(3) M^ mittleres Molekulargewicht, nach Gewicht gemittelt;
Mn: zahlenmittleres Molekulargewicht; und Molekulargewichtsverteilung bei der maximalen Monomerumwandlung Mn QQ, bestimmt mit SEC ( Site Exclusion Chromatography) in CHCI3.
( 4 ) nb = nicht bestimmt
( 5 ) als Feststoff verwendet
Beispiel 2: Lactidpolymerisation, katalysiert durch Sn- bis( 2-ethylhexanoat ) .
Die kinetischen Versuche wurden in Schmelze durchgeführt. Dazu wurde Sn-bis( 2-ethylhexanoat ) als Katalysator verwendet (Tabelle 2). Eine Erhöhung des anfänglichen molaren Verhältnisses von L-Lactid zu Sn-bis(2-ethylhexanoa ) erniedrigt die Po- lymerisationsgeschwindigkeit (Tabelle 2: Eintrag 1 bis 3). Der Grad der Umwandlung wurde mittels FTIR-Spektroskopie ermittelt (Referenz ist eine Lactid-Polylactid Kalibrierung) und erreicht ein Maximalplateau zwischen 95% und >99% nach 3h für ein anfängliches molares Verhältnis von L-Lactid und Sn-bis(2- ethylhexanoat ) ([L-LA]0 [Sn] ) von 100:1, nach 17h für ein ELIA] 0/[Sn] -Verhältnis von 1000 und nach 50h für ein[L-La]0/[Sn]-
Verhältnis von 10000:1- Das Molekulargewicht erreicht nach 15h ein Plateau bei ungefähr 200000 g/mol und nimmt bei Verlängerung der Reaktionszeit wieder zu. Das Molekulargewicht nimmt mit steigendem Katalysator-Anteil ab. Eine Erhöhung der Polymerisationstemperatur bei konstantem anfänglichen molaren Mono- mer-Sn( II )-Verhältnis erhöht ebenfalls die Polymerisationsgeschwindigkeit. (Tabelle 2, Eintrag 4 bis 7). Im gesamten Temperaturbereich durchläuft das Molekulargewicht ein Maximum und nimmt in der Folgezeit wieder ab. Die Erhöhung der Polymerisationstemperatur trägt weiterhin dazu bei, das maximal erreichbare Molekulargewicht zu senken und den maximalen Monomerumsatz von 98% bei 150βC auf 96% bei 180°C zu erniedrigen.
Tabelle 2: Einfluß des anfänglichen molaren Verhältnisses zwischen Monomer und Sn-bis( 2-ethylhexanoat ) und der Polymerisationstemperatur auf die Kinetik der L- Lactidpolymerisation in der Schmelze.
Eintrag [L-LA]0/[Sn] T[°C] t90[h] (1) t10C ,[h] d' WnlOO-10"3'2'
1 100 110 1,5 3,0 53
2 1000 110 10,0 17,0 220
3 10000 110 22,0 50,0 304
4 1000 110 10,0 17,0 220
5 1000 130 4,2 10,0 175
6 1000 150 1,6 5,0 154
7 1000 180 0,2 0,55 87 (1) Polymerisationzeit , um jeweils 90% bzw. maximalen Monomerumsatz (theoretisch 100%) zu erreichen.
(2) Zahlenmittleres Molekulargewicht, ermittelt durch SEC in CHC13.
Beispiel 3: Einfluß von Triphenylphosphin P(Ph)3 als Cokatalysator auf die Kinetik der L-Lactid-Polymerisation, katalysiert durch Sn-bis( 2-ethylhexanoat ) .
Um den Effekt von Triphenylphosphin P(Ph)3 als Cokatalysator zu verdeutlichen, wurde P(Ph)3 in einem äquimolaren Verhältnis zu
Sn-bis( 2-ethylhexanoat ) hinzugegeben. Bei 130°C sind für ein anfängliches molares Verhältnis zwischen L-Lactid und der Kombination aus Sn-bis(2-ethylhexanoat ) und P(Ph)3 die Initiierung als auch der Polymerisationsfortgang schneller, wenn P(Ph)3 anwesend ist (Tabelle 3). Oberhalb eines Wertes von 90% für die Monomerumwandlung kann für die Polymerisation in geschlossenen Glasampullen kein beschleunigender Effekt mehr festgestellt werden. Bei einer Temperatur von 180"C ist dieser beschleunigende Effekt immer noch deutlich.
Tabelle 3: Einfluß von Triphenylphosphin P(Ph)3 als Cokatalysator auf die L-Lactid-Polymerisation, katalysiert durch Sn-bis(2-ethylhexanoat) bei 130°C und 180°C ([a] Sn(0ct)2, [b] Sn(0ct)2 • P(Ph)3).
[I_- A]0/ Polym. T[aC] t80 (2)[min] t90 (2)[min] t100 (2)[min] Mn *10~3(3) [Sn] [a] [b] [a] [b] [a] [b] [a] [b]
1000(1) 130 15 10 24 18 <120 <120 45 68
1000 180 15 10 35 18 85 90
5000 180 27 20 60 45 102 153
10000 180 48 36 150 120 128 259 (1) 1,44 Äquivalente von 2-Ethylhexan-l-ol pro mol Sn-bis(2- ethylhexanoat ) zugegeben.
(2) Polymerisationszeit, um 80%, 90% bzw. maximalen Monomerumsatz (100%) zu erreichen.
(3) Zahlenmittel des Molekulargewichts, mit SEC in CHCI3 bestimmt.
Beispiel 4: Einfluß der Katalysator-/Cokatalysatorkonzentra- tion auf die Kinetik der L-Lactid-Polymerisation.
Die kinetischen Experimente wurden in geschlossenen Glasampullen bei 180βC durchgeführt, wobei verschiedene anfängliche molare Verhältnisse (R) von L-Lactid zur Kombination Sn-bis(2- ethylhexanoat )-Triphenylphosphin zur Anwendung kamen. Die für die Erreichung des maximalen Monomerumsatztes benötigte Zeit t-LQO wird bei einem Anstieg von (R) von 100 auf 10000 größer.
So ist t^o = 15 min für R = 1000, t10o = ^5 min für R = 5000 und t10o = 120 min für R = 10000.
Beispiel 5: Einfluß des Molverhältnisses ( ) von Katalysator zu Cokatalysator auf die Polymerisationskinetik von L-Lactid
Tabelle 4 zeigt die Abhängigkeit des zahlenmittleren Molekulargewichts von Polylactid und des Monomerumsatzes von (m), welches als [Sn-bis(2ethylhexanoat )]/[P(Ph)3] definiert ist, für ein anfängliches molares Verhältnis zwischen L-Lactid und Sn- bis(2-ethylhexanoat ) von 5000:1 und einer Reaktionszeit von 10 bzw. 25 min. Eine Erhöhung des Verhältnisses (m) über 1 besitzt keinen positiven Einfluß auf die Polymerisationsgeschwindigkeit von L-Lactid. Tabelle 4: Einfluß des anfänglichen molaren Verhältnisses ( ) zwischen Triphenylphosphin und Sn-bis(2-ethylhexa- noat ) auf die Polymerisation von L-Lactid bei einer Temperatur von 180°C und einem [L-La]Q/[Sn] Verhältnis von 5000:1.
m Polym. Zeit [min] Umsatz[%](D Mn«10_3(2) V^/M^ 2 )
0 , 1 25 35 86 2,0
1 , 0 10 36 41 1,7
1 , 0 25 82 78 1,8
2 , 0 25 77 77 1,9
5 , 0 10 20 33 1,6
10 , 0 10 20 26 1,7
10 , 0 25 80 78 1,8
( 1 ) bestimmt durch Gravimetrie nach Ausfällung des Polymers in kaltem Methanol.
(2) bestimmt durch SEC in THF im Vergleich zu einer Polystyrol- kalibrierung, umgerechnet auf eine absolute Basis durch Verwendung einer Universalkalibrierung (Kps= 1,25-10-2, aps
= 0,717, KPLA = 5,49-10-2, aPLA = 0,639).
Im Gegensatz hierzu wird bei Erhöhung von (m) eine Reduktion des möglichen Molekulargewichts und der möglichen Monomerumwandlung beobachtet. Wird das Verhältnis von Triphenylphosphin zu Zinn unter 1 erniedrigt, so nimmt die Polymerisationsge- schwindigkeit drastisch ab.
Beispiel 6: Abhängigkeit der Polymerdegradation von der Katalysatorzusammensetzung . Thermogravimetrische Messungen wurden mit Poly-(L-Lactiden) durchgeführt, die mit unterschiedlichen Katalysatorkombinatio- nen bei einem anfänglichen molaren Verhältnis zwischen Katalysator und Monomer von 1000 und einer Polymerisationstemperatur von 180βC polymerisiert wurden (Tabelle 5). Hierzu wurde ein TGA TA51 Analysegerät unter Luftstrom benutzt (Heizrate - 1OK/min bzw. isotherme Temperatur = 210°C).
Tabelle 5: Einfluß der Katalysator-Zusammensetzung auf die thermische Stabilität (Polymerisationsbedingungen: [L-La]0/[Metall]=1000 bei 180°C; acac: Acetylaceto- nat; Oct: 2-ethylhexanoat ) .
Katalysator Polym. I^ IO- 3 1 M^M.. ' 1 ' Max . Zers . ( 2 ) Gew. -verlust Zeit [h] Temp . f C] [Gew. -% ιrαn-1103] ( 3 )
AI (acac) 3 3,0 103 1,6 364 45
Fe (acac) 2 1,5 83 1,7 357 60
Mn (acac) 2 1,5 43 1,6 363 85
Co (acac) 2 1,2 60 2,0 353 nb<4>
Sn (Oct) 2 1,0 87 2,0 290 260
Sn (acac) 2 0,5 127 1,6 309 560
Sn(Oct)2"P(Ph) 30,25 120 1,7 297 1070
( 1 ) Zahlenmittleres Molekulargewicht und Molekulargewichtsverteilung, bestimmt mittels SEC in CHCI3.
(2) Maximale Zersetzungstemperatur, bestimmt mittels TGA aus dem Wendepunkt der Funktion aus Temperatur und Gewichtsverlust unter Luftatmosphäre (Heizrate = lOK/min).
(3) Gewichtsverlust, bestimmt mit TGA aus der Steigung des linearen Teils der zeitabhängigen Funktion des Gewichtsver- lusts bei 210°C unter Luftatmosphäre.
( 4 ) nb = nicht bestimmt . Das Auftreten von Depolymerisationsreaktionen nimmt mit steigender Reaktivität des Katalysatorsystems bezüglich der Ringöffnungspolymerisation zu (vgl . Beispiele 1 bis 3 ) .
Beispiel 7: Abhängigkeit der Abbaurate von Poly(L-Lactid) vom anfänglichen molaren Verhältnis zwischen Monomer und dem äquimolaren Komplex Sn-bis(2- ethylhexanoat )-Triphenylphosphin.
Die thermische Stabilität von Poly( L-Lactid) wurde als Funktion des anfänglichen molaren Verhältnisses (R) von Monomer zum Sn- bis( 2-ethylhexanoat )-Triphenylphosphin-Kσmplex untersucht (Tabelle 6). Mit zunehmendem molaren Verhältnis von Monomer zum Katalysator/Cokatalysator-Komplex sind die entsprechenden Polyester stabiler.
Tabelle 6: Abhängigkeit der thermischen Stabilität von Poly-
( -Lacti ) vom anfänglichen molaren Verhältnis zwischen Monomer und Sn-bis( 2-ethylhexanoat )-Tri- phenylphosphin-Komplex ( Polymerisationstemperatur 180°C).
R Polym. t [min] MDT[°C](1) Gewichtsverlust [Gew. -%min-1 • 103] (2)
1000 18 297 1070
5000 45 317 180
7500 60 345 90
10000 120 357 50
(1) MDT=maximale Zersetzungstemperatur, definiert durch den
Wendepunkt der temperaturabhängigen Gewichtsverlustfunktion bei einer Heizrate von lOK/min unter Luftatmosphäre. (2) Bestimmt aus einer TGA-Isothermen als Steigung des linearen Bereichs der zeitabhängigen Gewichtsverlustfunktion bei 210βC unter Luftatmosphäre.
Beispiel 8: Einfluß von verschiedenen Stabilisatoren auf die thermische Stabilität von Polylactiden, die Sn- bis( 2-ethylhexanoat )-Triphenylphosphin enthal- ten.
IRGANOX MD 1010 von Ciba Geigy ( etrakis(methylen 3-(3',5'-di- t-butyl-4 ' -hydroxy( phenyl )proprionat Jmethan ) , ULTRANOX von GE Speciality Chemicals (Bis( 2, 4-di-t-butylphenyl )pentaerythri- oldiphosphit ) und Mischungen dieser beiden wurden als Stabilisatoren und/oder Metalldesaktivatoren eingesetzt. Außerdem wurden auch die Hydroxyl-Kettenend-gruppen durch Veresterung verändert. Es wurde ein amorphes Poly(L, L-Lactid-co-meso-Lactid) Stereocopoly er (92:8), das als Katalysator einen äquimolaren
Sn-bis( 2-ethylhexanoat )/Triphenylphosphin-Komplex mit [La]Q/[Sn] = 5000 umfaßt, in Lösung modifiziert, d.h. esterifi- ziert oder mit Stabilisatoren und/oder Desaktivatoren versetzt und bei 60°C unter reduziertem Druck 24 Stunden lang getrocknet. Die Polymerisation wurde in der Schmelze bei 180°C durchgeführt. Thermogravimetrische Untersuchungen wurden mit einem TGA TA51 Analysator unter konstanten Luftstrom bei einer Heizrate von 10 K/min und bei einer isothermen Temperatur von 210°C durchgeführt.
Tabelle 7 gibt die thermische Stabilität des Polylactids in Abhängigkeit der vorgenommenen Modifizierungen wieder. Mit Ausnahme von Eintrag 5 wird ein einstufiger thermischer Abbau beobachtet. Acetylisierung und Esterifikation der Hydroxyl-End- gruppen des Polylactids durch Bernsteinsäureanhydrid bewirken keinen wesentlichen Anstieg der thermischen Stabilität ( Eintrag 2 und 3 ) . Ebenfalls sind IRGANOX und IRGANO -reiche Stabi- lisator-Mischungen für dieses Polylactid nicht effektiv. Dagegen nimmt die Degradationsrate auf ein akzeptables Niveau mit ULTRANOX als Hauptanteil einer Stabilisatormischung ab (Gewichtsverlust < 17% min-1-103 oder 1% während der ersten Stunde). ULTRANOX stört die Lactidpolymerisation, die durch Sn(II) basierende Katalysatoren katalysiert wird, nicht. Daher kann ULTRANOX schon zu Anfang der Ringöffnungspolymerisation zugegeben werden (vgl. Beispiel 9)
Tabelle 7: TGA-Messungen von modifizierten Polylactiden, die einen äquimolaren Sn-bis( 2-ethylhexanoat )/ Triphenylphosphin-Komplex mit einem anfänglichen molaren Monomer - Zinn-Verhältnis von 5000:1 enthalten.
Eintrag Veränderung MDT[°C] (1) T95[°C](2) Gewichtsverlust
[Gew.-% min-1 103] (3>
1 kkeeiinnee 3 35500 2 28833 50
2 P PLLAA--OO--CCOO-- 3 32255 2 28822 50
(CH2 )2-COOH
PLA-O-CO-CH3 343 292 15
4 1 1%% IIRRGGAANNOOXX 3 36622 2 28866 30
5 0,75% IRGANOX,
0,25% ULTRANOX 295 und 374 294 35
0,5% IRGANOX,
0,5% ULTRANOX 374 344 20
0,25% IRGANOX,
0,75% ULTRANOX 370 339 10
1% ULTRANOX 366 334 10 (1) MDT=maximale Zersetzungstemperatur, definiert durch den Wendepunkt des temperaturabhängigen Gewichtsverlustes bei einer Heizrate von 10 K/min unter Luftatmosphäre.
(2) Tg5 = Temperatur, die einem Gewichtsverlust von 5 Gew.-% in der temperaturabhängigen Gewichtsverlustkurve bei einer Heizrate von lOK/min unter Luftatmosphäre entspricht.
(3) Mit Hilfe einer TGA-Isothermen aus der Steigung des linearen Teils der zeitabhängigen Gewichtsverlustkurve bei 210°C unter Luftatmosphäre bestimmt.
Beispiel 9: Einfluß von ULTRANOX auf die Polymerisationskinetik und die thermische Stabilität von Polylactid, hergestellt mit Sn-bis( 2-ethylhexanoat ) .
Die kinetischen Versuche wurden in verschlossenen Glasampullen bei 180°C mit einem anfänglichen molaren Monomer Sn-bis(2- ethylhexanoat)-Verhältnis von 1000 und 1 Gewichts-% ULTRANOX ausgeführt. Maximale Monomerumwandlungsgrade und Molekulargewichte werden nach 55 Minuten erreicht, wobei diese unabhängig von der Zugabe von ULTRANOX zu Sn-bis(2-ethylhexanoat ) sind. Um die Effektivität von ULTRANOX als Stabilisator zu bestimmen, wurden thermogravimetrische Messungen mit Poly- ( -Lactid )- Proben, die unterschiedliche Mengen ULTRANOX enthalten und mit einem anfänglichen molaren Monomer-Zinn Verhältnis von 1000:1 polymerisiert wurden, ausgeführt. In der Anwesenheit von solch großen Mengen Sn( II )-Katalysator kann auch die Zugabe von größeren Mengen U1TRAN0X das Auftreten von Transesterifikationsre- aktionen nicht verhindern ( Tabelle 8 ) .
Tabelle 8: Einfluß des ULTRANOX-Gehalts auf die thermische
Stabilität von Polylactid (Polymerisationsbedingungen: [L-La]Q/[Sn] = 1000 bei
180°C für 1 h) ULTRANOX-Anteil [%] Υ1 l ° C] - 1 T2[βC](1) Gewichtsverlust nach
1h [Gew.-%] - 2 )
0,00 290 - 17 0,25 290 - 37 0,5 274 359 41 1,0 283 366 58
(1) T-L,T2= Wendepunkte der temperaturabhängigen Gewichtsverlustkurve bei einer Heizrate von lOK/min unter Luftatmosphäre.
(2) Gewichtsverlust nach lh, bestimmt mittels TGA bei einer isothermen Temperatur von 210βC unter Luftatmosphäre.
Bei einem ULTRANOX-Anteil kleiner als 0,25% wurde ein einstufiger Gewichtsverlust beobachtet. Bei höheren ULTRANOX Anteilen ist die thermogravimetrische Messung durch einen zweistufigen Gewichtsverlust gekennzeichnet. Eine deutliche Verschiebung der beiden Wendepunkte wurde bei Erhöhung der ULTRANOX-Menge beobachtet. Die Erhöhung des ULTRANOX Anteils erhöht den Polymergewichtsverlust, hier ausgedrückt als Gewichtsverlust nach 1 Stunde. Basierend auf den kinetischen Anforderungen an einen Einstufenpolymerisationsprozeß und der Notwendigkeit einer ausreichenden Schmelzestabilität der resultierenden Polymere kann keine Balance zwischen der katalytischen Aktivität von Sn- bis(2-ethylhexanoat ) gegenüber der Polymerisation und der Depo- lymerisation gefunden werden.
Beispiel 10: Einfluß der Moderatoren 2-Ethylhexanoat und
Hexansäure auf den Verlauf der Lactidpolymerisation. Verschiedene Mengen der Moderatoren 2-Ethylhexanoat (Oct) und Hexansäure (HS), die zuvor 48h über BaO und 48h über MgSθ getrocknet wurden, wurden zu einer Mischung aus L-Lactid und einem äquimolaren Sn-bis ( 2-ethylhexanoat ) /Triphenylphosphin- Komplex mit einem anfänglichen molaren Monomer-Zinn-Verhältnis von 5000:1 zugegeben. Die Polymerisationen wurden unter Rühren in verschlossenen Glasampullen bei 180°C 1,77 h lang durchgeführt. Die Monomerumwandlung und die molekularen Parameter der entstehenden Polymere sind in Tabelle 9 aufgeführt.
Tabelle 9 : Abhängigkeit des Verlaufs der Lactidpolymerisation von der Zugabe eines Alkohols (Oct) und einer Car- boxylsäure (HS) als Moderator. (Sn(0ct )2*P(Ph3 ) als Katalysator mit [L-LA] 0/[Sn] = 5000:1 bei 180°C für
1,77h)
Additiv [Add]0/[Sn] Mn -10 3 (1) Mw/Mn (1) Umsatz [Gew.-%] (2)
Oct 1 174 1,5 100
2 162 1,5 99
5 123 1,6 99
10 103 1,6 99
HS 1 99 1,8 100
2 95 1,8 98
5 84 1,9 89
10 90 1,7 75
(1) bestimmt mittels SEC in CHCI3. (2) bestimmt mittels FTIR-Spektroskopie in Bezug auf eine Monomer-Polymer-Kalibrierung .
Bei Zugabe eines primären Alkohols zum Reaktionsmedium wirkt dieser als Initiator für die L-Lactidpolymerisation. Werden steigende Anteile von Hexansäure zur Reaktionsmischung zugegeben, erniedrigt sich die Monomerumwandlung bei konstanter Reaktionszeit drastisch, während die Molekulargewichtsverteilung nur schwach beeinflußt wird.
Beispiel 11: Benötigte Monomeren-Reinheit.
Der Einfluß der Monomeren-Reinheit auf das Molekulargewicht des gewonnenen Polylactids und auf die Kinetik der Polymerisation wurden untersucht. Die Polymerisation wurde in geschlossenen Glasampullen bei 180"C für ein anfängliches molares Verhältnis von Monomer zum Sn-bis( 2-ethylhexanoat ) /Triphenylphosphin- Komplex von 5000:1 und unterschiedlichen Lactid-Reinheiten durchgeführt. Die Reinheit des Lactids wurde durch potentiome- trische Titration bestimmt. Bei Abnahme der Lactid-Reinheit reduziert sich das Molekulargewicht und die Polymerisationszeit leicht. Zum Beispiel erreicht das Molekulargewicht 245.000 g/mol bei einem verbleibenden Säuregehalt von 2 mequ/kg und 79.000 g/mol bei einem Säuregehalt von 16 mequ/kg.
Beispiel 12: Zeit- und Temperaturabhängigkeit der molekularen Parameter der gewonnenen Polymere .
Tabelle 10 zeigt die Zeitabhängigkeit des Molekulargewichts und der Molekulargewichtsverteilung bei Erwärmung von einem amorphen Poly(L, L-Lactid-co-meso-Lactid) Stereocopolymer (92:8) auf unterschiedliche Temperaturen unter Luftatmosphäre. Die Molekulargewichtsparameter wurden mittels SEC in CHCI3 bestimmt, mit
Bezug auf eine Polystyrol Kalibrierung berechnet und anschließend mittels einer Universalkalibrierung auf eine absolute Basis korrigiert. Die Messungen wurden an auspolymerisierten Proben durchgeführt, die 1 Gewichts-% ULTRANOX und einen äquimola- ren Sn-bis(2-ethylhexanoa ) /Triphenylphosphin-Komplex mit einem anfänglichen molaren Verhältnis zwischen Monomer und Zinn von 5000:1 enthalten. Bei Temperaturerhöhung nehmen Molekulargewichtsverlust und Molekulargewichtsverteilung bei gleicher Heizzeit leicht zu. Eine Bildung von zyklischen Oligomeren konnte während einer Heizzeit von 1 h nicht festgestellt werden.
Tabelle 10: Zeit- und Temperaturabhängigkeit des Molekulargewichts eines amorphen auspolymerisierten Polylactids (Polymer-Zusammensetzung: Poly(L, L-La-co- meso-La) (92:8), [LaJ0/[Sn] =5000, Katalysator
Sn(0ct)2-P(Ph)3, 1 Gewichts-% ULTRANOX).
Temperatur T [°C] Zeit t [min] 100« •Mn( "w Mn
180 15 96 2,0
30 80 2,3
60 77 2,4
190 15 86 2,3
30 79 2,5
60 75 2,5
210 15 84 2,2
30 77 2,4
60 70 2,6
Beispiel 13: Thermische und physikalische Eigenschaften einiger Copolymere von L-Lactid.
Tabelle 11 zeigt die thermischen und physikalischen Eigenschaften einiger typischer Lactid-basierender Polymere. Lactidste- reocopolymere wurden durch die Polymerisation mit einem äqui o- laren Sn-bis(2-ethylhexanoat )/Triphenylphosphin-Komplex bei 180°C in verschlossenen Glasampullen für ein anfängliches molares Verhältnis zwischen Monomer und Zinn von 1000:1 und einer Reaktionszeit von 0,5 h unter ständigem Rühren hergestellt. Die Copolymerisation von L-Lactid und ε-Caprolacton wurde entsprechend für ein Monomer-Zinn-Verhältnis von 5000:1 und einer Polymerisationszeit von 4h durchgeführt. Nach der Entfernung von Zinn-Rückständen durch Lösungsmittelextraktion (vgl. Beispiel 1) wurden die Proben geschmolzen und 5 min. unter einem Druck von 15 bar bei 190βC im Fall von semi-kristallinen und bei 170"C im Fall von amorphen Lactid-basierenden Polymeren zu 2mm dicken Platten gepresst. Mechanische Eigenschaften wurden mittels eines Zugversuchs nach ASTM D-638 bei Raumtemperatur mit einem ADAMEL LMOMARGY DY-24 Apparat ermittelt ( Prüfgeschwindig- keit 20 mm/min). Kalorimetrische Messungen wurden auf einem DSC/ATD DuPont 9000 Gerät unter konstantem Stickstoffstrom bestimmt (Heizrate = 20K/min, 2. Heizkurve wurde nach schneller Abkühlung bestimmt ) .
Tabelle 11: Einfluß der Copolymerisierung auf die thermischen und physikalischen Eigenschaften einiger Copoly- ere von L-Lactid (PLAχCγ: X=Gewichts-% der L-
Milchsäure Einheiten, C=Comonomer und Y= Gewichts-% der Comonomer-Einheiten) .
(i) (2) (3 ) ( 4 ) (5 ) ( 6) (7 )
Copoly er T [*C] m[βC] ΔH[J/g] M^IO' -3 ( 1 ) - *^ τy [MPa ] τb [MPa] εy [ % ] εfa [% ]
PLA100 65 182 22,5 270 1,9 - 7 - 4,7
PLA92 r 5 62 - - 261 2,0 72 6 3,5 4,7
PLA9β,2CLl,8 62 164 2,0 112 1,8 - 69 - 4,3
PLA94,3CL5,7 57 154 0,2 177 1,5 69,5 64,0 4,6 4,9
PLA86,9CL13,1 46 - - 138 1,8 62,4 56 3,5 4,5
PLA78,5CL21,5 36 - - 153 1,7 25,4 33,8 4,0 303,0
PLA71,5CL28,5 16 — ~ 135 1,8 39,2 — 922,0
" ( 1 ) Temperatur des Glasübergangs
( 2 ) Schmelztemperatur
( 3 ) Molekulargewicht und Molekulargewichtsverteilung wurden mittels SEC in CHCI3 mit einer Polystyrol-Kalibrierung bestimmt.
(4) Spannung bei Fließen ( 5 ) Spannung bei Bruch
( 6 ) Dehnung bei τ
( 7 ) Dehnung bei τ^
Beispiel 14 : Erfindungsgemäßes Verfahren für die kontinuierliche Polymerisation durch einstufige reaktive Extrusion von Poly( L-Lactid ) in einem gleichsinnig drehenden, dicht kämmenden Zwei-Schneckenextruder ( Polymerisationsbedingun-gen [L- La]0/[Sn]=5000, Sn( Oct )2«P( Ph)3 (1:1) als Katalysator) .
Nachfolgend wird ein Anlagenschema der verfahrenstechnischen Anlage 10 wie in Figur 1 dargestellt für eine kontinuierliche Polymerisation durch einstufige reaktive Extrusion von Poly(L- Lactid) beschrieben. Es wurde ein gleichsinnig drehender, dicht kämmender Zwei-Schneckenextruder 16 der Firma Berstorff (ZE 25) als Extrusionsmaschine ausgewählt. Als Vorbereitung wurden 2 kg L-Lactid in einen großen Glaskolben eingefüllt, der zuvor ausgeflammt und zweimal mit Stickstoff geflutet wurde. Mit Hilfe einer Spritze mit einer Nadel aus rostfreiem Stahl wurde das in Toluol aufgelöste Katalysator/Cokatalysator-System durch ein Gummi-Septum, welches den Glaskolben verschließt, dem L-Lactid zugegeben. Unter stetigem Schütteln wurde dann das Toluol bei erniedrigtem Druck verdampft und das Katalysator/Co- katalysator-System gleichmäßig im L-Lactid verteilt. Diese so vorpräparierte Mischung diente als Ausgangsbasis für die reaktive Extrusion. Die vorbereitete Monomer-Katalysator/Cokata- lysator-Mischung wird in eine gravimetrische Dosierung 12 mit Pulverschnecken eingebracht, die von unten im Gegenstrom mit Stickstoff gespült wird, um unnötigen Kontakt des Monomeren mit feuchter Luft zu vermeiden. Als Massendurchsatz für die Polymerisation wurde 700g/h gewählt, d.h. die gravimetrische Dosierung wirft 700g/h der Monomer-Katalysator/Cokatalysator- Mischung in einen Einfülltrichter 14 des Zwei-Schneckenextruders 16 ab. Dieser Einfülltrichter 14 wird ebenfalls von unten im Gegenstrom mit getrocknetem Stickstoff gespült.
In Figur 2 ist das Schneckenkonzept, welches in diesem Beispiel verwendet wurde, dargestellt. Der verwendete Zwei-Schneckenextruder 16 hat einen Schneckendurchmesser von 25 mm und ein Längen/Durchmesser-Verhältnis von 48 und gehört damit zu den längeren Zwei-Schneckenextrudern, die aufgrund ihrer Länge für reaktive Aufbereitung und damit auch für die angestrebte Polymerisation bevorzugt werden. Der Zwei-Schneckenextruder 16 verfügt sowohl über eine modular aufgebaute Schnecke und ist aus mehreren Gehäusen 50 modular aufgebaut. Die ersten beiden Gehäuse der sich mit 100 Umdrehungen/Minute drehenden Schnecke sind nicht beheizt, so daß das feste Monomere in den Elementen mit großem Förderwinkel relativ schnell in die Maschine hineingefördert wird. Das dritte Gehäuse dient bei kleineren Förderwinkeln der Schneckenelemente und erhöhter Temperatur zum Aufschmelzen der Ausgangsstoffe. In diesem Bereich 52 des Zwei- Schneckenextruders findet noch keine nennenswerte Reaktion statt, da die Temperatur zur raschen Polymerisation noch nicht ausreichend ist. Ab dem vierten Gehäuse bis zu dem auf das Entgasungsaggregat 18 hin ausgerichteten Ende der Extrusionsmaschine ist diese auf eine Gehäusetemperatur von 180°C erwärmt. Die Ausgangsstoffe werden im Innern der Maschine nicht diese Temperatur aufweisen, sondern vielmehr wird dort ein Temperaturspektrum vorherrschen, welches in einem Bereich liegt, in dem akzeptabele Polymerisationsbedingungen vorhanden sind. In dem nun folgenden Schneckenbereich findet die Vorpolymerisation statt. Dazu sind drei Kombinationen aus Scher- und Mischteilen eingebaut. Jede dieser Kombinationen beginnt mit einem Knetblock, der durch thermisch-mechanischen Energieeintrag die thermischen Polymerisationsbedingungen verbessert. Die anschließenden Zahnscheiben arbeiten wie gegeneinander schneidende Messer und bewirken, daß der Materialstrom in immer neue Teilströme zerlegt wird und somit neue Nachbarschaften in der Polymerschmelze geschaffen werden. Diese Scher- und Mischkombinationen sind jeweils gegen den Strom abgesperrt. Je weiter die Polymerisation fortgeschritten ist, desto kräftiger wurde die Absperrung gewählt - zuerst mit einem gegenförderndem Knet- block, dann mit einer Kombination aus gegenförderndem Knetblock und gegenförderndem Schneckenelement und schließlich durch ein Blisterelement, welches den stärksten Gegenhalt erzielt. Diese Schmelzebremsen haben den Sinn, das Material möglichst lange in den Mischelementen zu halten, den Füllgrad in diesen zu erhöhen und damit die Mischwirkung zu verbessern. Bei Fortschreiten der Polymerisation wird die Schmelze viskoser und desto wichtiger ist die innige Durchmischung für den Polymerisationsprozeß, da die potentiellen Partner für eine Polymerisation seltener werden. Deshalb werden die rückstauenden Elemente in jeder Mischkombination verschärft, um eine bessere Mischwirkung zu erzielen.
Nach einer letzten Entspannung wird Druck für die Überwindung des Düsenwiderstandes aufgebaut. In einem Schneckenbereich 56 sind Elemente mit flacheren Förderwinkeln und größerem Gangvolumen angeordnet. Ein Druckaufbau ist aber nur möglich, wenn das enthaltene Material eine nennenswerte Viskosität besitzt. Hier am Ende der Schnecke stellt sich nun ein Gleichgewicht ein, das wesentlich vom Widerstand der Düse abhängt. Hier findet unter Druck (30 bis 150 bar) und unter thermischmechanischem Energieeintrag die Auspolymerisierung statt, im Ideal- fall bis zum thermodynamisehen Gleichgewicht. Hierbei ist zu beachten, daß dieses thermodynamische Gleichgewicht aufgrund des erhöhten Druckes und des thermisch-mechanischen Energieeintrags nicht notwendigerweise dasselbe ist wie in einem Versuch mit denselben Startbedingungen in einer Glasampulle. Das fertige Polymer tritt aus einer Kreisdüse aus und kann, falls der Monomergehalt noch über 1 Gewichts-% liegt, mit dem anschließenden Entgasungsaggregat 18 von dem noch enthaltenen Monomer bei niedrigem Druck befreit werden. Das so ausgeformte noch schmelzflüssige hochviskose Polymere wird auf einem Förderband 20 mit Luftkühlung abgekühlt und in einem anschließenden Granulierer 22 granuliert und zur Weiterverarbeitung abgesackt. In Tabelle 12 sind zwei Poly( L-Lactide) als Vergleich nebeneinandergestellt. Das eine (Tabelle 12, Eintrag 2) ist nach der beschriebenen Verfahrenstechnik bei einer Gehäusetemperatur von 180°C polymerisiert, das andere (Tabelle 12, Eintrag 1) ist bei 180βC nach Beispiel 1 in der Glasampulle polymerisiert.
Tabelle 12: Vergleich zwischen in der Glasampulle und in reaktiver Extrusion auf einem gleichsinnig drehenden, dicht kämmenden Zwei-Schneckenextruder mit einem äquimolaren Sn(0kt )2 «P(Ph ^-Komplex im Verhältnis
[L-La]0/[Sn] = 5000 bei 180°C hergestellten Poly(L-
Lactid) .
Eintrag Verfahren _-_--• 10~3(1) M l/ n ^ 1 Umwandlung Zeit [min] für
[%] • 2 ) Umwandlung
1 Glasampulle 246 1,9 98,5 40 min
2 reaktive
Extrusion 91,1 1,8 99 < 7 min(3) ( 1 ) Zahlenmittleres Molekulargewicht und Molekulargewichtsverteilung, ermittelt mittels SEC in CHCI3 bei 35°C relativ zu einer PS-Kalibrierung.
(2) Die Monomerumwandlung wurde mittels FTIR-Spektroskopie ermittelt.
(3) Abgeschätzt aus maximaler Verweilzeit in der Extrusionsmaschine.
Der Vergleich zweier auf so unterschiedliche Arten hergestellter Polymere ist nur schwer möglich, da, obwohl die gleichen Startbedingungen gewählt wurden, die Reinheit in einem Extruder nie diejenige in einer Glasampulle erreicht. Dies führt zu einer deutlichen Reduktion des erzielten Molekulargewichts. Bei nahezu gleicher Monomerumwandlung liegt die Zeit, die für die komplette Umwandlung benötigt wurde, in der Glasampulle bei 40 Minuten, während sie bei reaktiver Extrusion um mehr als den Faktor 5 reduziert wurde. Dies ist im wesentlichen auf die innige Durchmischung während des Polymerisationsprozesses, aber auch auf den thermisch-mechanischen Energieeintrag in das Material zurückzuführen.
Beispiel 15: Kontinuierliche Polymerisation durch einstufige reaktive Extrusion von schmelzestabilem Poly(L- Lactid ) in einem gleichsinnig drehenden, dicht kämmenden Zwei-Schneckenextruder.
Die Polymerisations- und verfahrenstechnischen Bedingungen entsprechen denen aus Beispiel 14. Jedoch wird der Mischung aus L-
Lactid und dem äquimolaren Sn-bis(2- ethylhexanoat )/Triphenylphosphin-Komplex mit [L-LaJQ/CSn] =5000 nun noch 1 Gewichts-% ULTRANOX als Stabilisator zugegeben. Der Massedurchsatz beträgt 700g/h, die Gehäusetemperaturen 180°C und die Drehzahl 100 U/min. Die Analyseergebnisse des so erzeugten schmelzestabilen Polymer sind in Tabelle 13 mit denje- nigen des in Beispiel 14 erzeugten, nicht stabilisierten Polymer verglichen.
Tabelle 13 : Vergleich von in reaktiver Extrusion polymerisier- ten Poly(L-Lactiden) mit und ohne Stabilisator. (Polymerisations-bedingungen: Sn(0kt )2*P(Ph)3 im
Verhältnis [L-La]0/[Sn] = 5000, 180°C Gehäusetemperatur, 100 U/min Drehzahl).
Stabilisator Mn-lO-3^) w/Mn(1) Umwandlung[%] <2 )
keiner 91,1 1,8 99
1 Gew.-% ULTRANOX 100,4 1,6 99
( 1 ) Zahlenmittleres Molekulargewicht und Molekulargewichtsverteilung wurden mittels SEC in CHCI3 bei 35 CC relativ zu einer PS-Kalibrierung ermittelt.
(2) Die Monomerumwandlung wurde mit FTIR-Spektroskopie ermittelt.
Auffallendstes Merkmal des gewonnenen schmelzestabilen Polymers mit 1 Gew.-% ULTRANOX ist die deutlich geringere und hellere Färbung, die auf deutlich geringere Depolymerisationsreaktionen schließen läßt. Sowohl das stabilisierte als auch das nicht stabilisierte Polymer zeigen 99% Monomerumwandlung, d.h. die Polymerisation ist abgeschlossen und eine Entgasung des gewonnenen Polymers nicht mehr nötig. Das stabilisierte Polymer besitzt ein höheres zahlenmittleres Molekulargewicht und eine schmälere Molekulargewichtsverteilung, d.h. ohne Stabilisator finden in der Extrusionsmaschine bereits vermehrt intermolekulare Transesterifikationsreaktionen statt, die bei Zugabe von 1 Gew.-% ULTRANOX deutlich reduziert werden. Beispiel 17: Verfahrenstechnisches Konzept einer In-line- rheometrisehen Viskositätsbestimmung des auspo- lymerisierten Polymers aus einer einstufigen reaktiven Extrusion und Regelung der Polymerisation durch Veränderung des Düsenwiderstands und/oder der Zugabemenge von Moderatoren, die das Molekulargewicht beeinflussen.
Die Düse, die in Beispiel 14 den Zwei-Schneckenextruder 16 beschließt wird durch eine Regelkombination ersetzt. In Figur 3 ist hierzu der Düsenbereich 30 des verwendeten Zwei-Schneckenextruders 16 wiedergegeben. Danach gelangt das Polymer aus dem Zwei-Schneckenextruder 16 in eine Zahnradpumpe 32, deren Drehzahl stufenlos mit einem Potentiometer regelbar ist. Diese hat im stationären Zustand denselben Polymerdurchsatz wie der Zwei- Schneckenextruder 16. Im Anschluß an die Zahnradpumpe befindet sich eine Flachschlitzkapillare 34 mit einem Temperatursensor 36 in der Nähe der Schmelze oder direkt in der Schmelze sowie zwei Druckmeßstellen 38 und 40. Über diese Druckmeßstellen kann der Druckabfall über der Kapillaren 34 bestimmt werden und damit die Wandschubspannung τw nach Gleichung 1 bestimmt werden.
τw = h/2« (P ~p )/L (Gleichung 1)
wobei τw = Wandschubspannung [Pa] h = Höhe der Flachschlitzkapillaren [mm] D1'P2 = Druck an den Meßstellen 38 und 40 [Pa]
L = Abstand der Meßstellen 38 und 40 [mm]
Die zugehörige Schergeschwindigkeit γ in der Flachschlitzkapillaren läßt sich aus dem bekannten Polymerdurchsatz und den Geometriedaten der Flachschlitzkapillaren 34 nach Gleichung 2 berechnen . ^app = (6-Cz-nz)/(b-h2) (Gleichung 2)
wobei γ app = Schergeschwindigkeit innerhalb der Flachschlitzkapillaren 34 [s~ ] Cz = Fördervolumen der Zahnradpumpe 32 pro Umdrehung
[cm3/U] nz = Drehzahl der Zahnradpumpe 32 [U/s] b = Breite der Kapillaren 34 [mm] h = Höhe der Flachschlitzkapillaren 34 [mm]
Durch die Schergeschwindigkeit und die Schubspannung ist bei einer bestimmten Temperatur ein Polymer mit bestimmter Viskosität gekennzeichnet. Damit kann der Polymerisationsprozeß bei Kenntnis des Molekulargewichts und der Molekulargewichtsverteilung geregelt werden.
Tritt zum Beispiel durch eine Störung innerhalb des Prozesses, sei es durch geringe Temperaturunterschiede oder durch geringe Monomerschwankungen, eine Erniedrigung des Molekulargewichts und damit der Viskosität auf, so äußert sich dies in einem geringeren Druckverlust innerhalb der Meßstrecke zwischen den
Druckmeßstellen 38 und 40 der Flachschlitzkapillaren 34. Mit diesem Signal wird nun die Drehzahl n der Zahnradpumpe 32 angesteuert und ebenfalls leicht reduziert. Dadurch ist nun der Massenstrom, der durch die Zahnradpumpe 32 gefördert wird, kleiner als der vom Zwei-Schneckenextruder 16 geförderte Polymerdurchsatz. Dies wirkt sich in einer Erhöhung des Schmelzerückdrucks in dem Zwei-Schneckenextruder 16 und damit in einer längeren Reaktionszeit für das Polymer aus . Das Polymer polymerisiert zu höheren Molekulargewichten aus. Dies erhöht die Viskosität der Schmelze, was in einem Anstieg des Druckabfalls in der Flachschlitzkapillaren 34 und damit zum Ausgleich der Störung führt. Als Alternative kann statt der Drehzahl der Zahnradpumpe 32 die Zugabemenge eines Moderators zur Molekulargewichtsbeeinflussung gesteuert werden, d.h. sollte sich die Viskosität und damit das Molekulargewicht des entstehenden Polymers reduzieren, wird die Zugabe des Moderators gedrosselt, so daß sich das Molekulargewicht und damit die Viskosität der Schmelze wieder auf das gewünschte Maß erhöht.
Beispiel 18: Verfahrenstechnisches Konzept einer on-line-
FTIR-Messung zur Bestimmung des Monomerumsatzes im auspolymerisierten Polymer aus einer einstufigen reaktiven Extrusion und Regelung der Polymerisation durch Veränderung des Düsenwiderstands .
Bei einem verfahrenstechnischen Konzept nach Beispiel 14 kann analog zu Beispiel 17 das entstehende Polymer am Ende des Zwei- schneckenextruders 16 beim Austritt aus der Düse mittels FTIR- Spektroskopie vermessen werden. Im Gegensatz zu Beispiel 17, in dem zur Ermittlung der rheologischen Eigenschaften der ge-samte Polymermassenstrom verwendet wurde, wird für die Charakterisierung mittels FTIR-Spektroskopie nur ein sehr kleiner Teilstrom benötigt. Daher wird aus dem Polymerstrom kurz vor der Düse über einen Bypass ein kleiner Teilstrom entnommen, der über einen elektrisch beheizten Kanal einem IROS 100 Durchlicht FTIR-Spektrometer zugeleitet wird. Um die Monomerumwandlung mittels FTIR-Spektroskopie bestimmen zu können, wurde eine Kalibrierkurve vom Verhältnis [PLA]/[LA] gegen Ai323/A935 aufgenommen. Dabei wurde das [PLA] /[LA] -Verhältnis mit SEC und •^HNMR-Spektroskopie ermittelt. Das Absorptionssignal bei 1323 cm"1 wird einer Vibration zugeordnet, die sowohl im Polymer als auch im Monomer auftritt, während das schmale und monomodale Absorptions-Signal bei 935 cm für das Monomer charakteristisch ist. Mit Hilfe dieser Kalibrierfunktion kann on-line der jeweilige Monomergehalt und damit der Monomerumsatz bestimmt werden. Ein hieraus ermitteltes Signal wird dann über einen Regelkreislauf zur Regelung des Düsenwiderstandes wie in Beispiel 17 beschrieben über die Drehzahlregelung der Zahnradpumpe 32 verwendet, die als Düse mit variablem Widerstand fungiert. Je nach Anforderung an die Qualität des Polymers sind somit unterschiedliche Regelstrategien mit unterschiedlichem Aufwand möglich, die auch untereinander kombinierbar (z.B. Beispiel 17 + Beispiel 18) sind.

Claims

P A T E N T A N S P R Ü C H E
Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester, erhalten aus einer Polyreaktion mindestens eines Monomers aus der Gruppe der Lactide, Lactone, zyklischen Carbonate und zyklischen Anhydride, dadurch gekennzeichnet, daß in der Polyreaktion ein Reaktionsgemisch verwendet wird, welches
- mindestens einen Katalysator der allgemeinen Formel
(M)(X2, X2 ... Xm)n (I)
enthält, wobei M ein Metall, ausgewählt aus der Gruppe 3-12 des Periodensystems und aus den Elementen AI, Ga, In, Tl, Sn, Pb, Sb und Bi, (Xj_, X2 ... Xm) ein Substituent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Carboxylate, Halogenide, Alkoxide und Verbindungen mit Elementen aus der Gruppe 15 und/oder 16 des Periodensystems, m eine ganze Zahl im Bereich von 1 bis 6, und n eine ganze Zahl im Bereich von 0 bis 6 bedeutet und ferner
- mindestens einen Cokatalysator der allgemeinen Formel
(Y)(Rχ, R2 ... Rq)p (II)
enthält, wobei Y ein Element, ausgewählt aus der Gruppe 15 oder 16 des Periodensystems, (R^, R2 ... Rq ) ein Substitu- ent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Halogenide, Oxyalkyle, Aminoalkyle, Thio- alkyle, Phenoxide, Aminoaryle, Thioaryle, q eine ganze Zahl im Bereich von 1 bis 6, und p eine ganze Zahl im Bereich von 0 bis 6 bedeutet.
2. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß das MolVerhältnis des Coka- talysators zum Katalysator im Bereich von 100:1 bis 1:100 gewählt ist.
3. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß der Katalysator eine zinnhaltige Verbindung, insbesondere Sn-bis(2- ethylhexanoat ) , umfaßt.
4. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, daß der Cokatalysator eine Phosphorverbindung, bevorzugt P(Rj, R , 3)3 mit -^, R2, R3 ausgewählt aus der Verbindungsklasse der
Aryle und Alkyle, umfaßt.
5. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, daß der Cokatalysator Triphenylphosphin (P(Ph)3) ist.
6. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach den Ansprüchen 3 und 5, dadurch gekennzeichnet, daß der Katalysator Sn-bis(2-ethylhexanoat ) und der Cokatalysator P(Ph)3 umfaßt .
7. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach Anspruch 6, dadurch gekennzeichnet, daß das MolVerhältnis des Kata- lysators Sn-bis( 2-ethylhexanoat ) zum Cokatalysator P(Ph)3 1:1 ist.
8. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, daß er einen Stabilisator umfaßt.
9. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, daß der Stabilisator insbesondere Organophosphite, phenolische Verbindungen oder Mischungen daraus umfaßt.
10. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach Anspruch 8 oder 9, dadurch gekennzeichnet, daß der Stabilisator in einem Anteil von bevorzugt weniger als 2 Gewichtsanteilen auf 20 Gewichtsanteile Monomer enthalten ist.
11. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der Ansprüche 8 bis 10, dadurch gekennzeichnet, daß der Stabilisator in einem Anteil von bevorzugt weniger als 1 Gewichtsanteil auf 100 Gewichtsanteile Monomer enthalten ist.
12. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der Ansprüche 1 bis 11, dadurch gekennzeichnet, daß ein Moderator zur Kontrolle des Molekulargewichts enthalten ist.
13. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach Anspruch 12, dadurch gekennzeichnet, daß der Moderator aus Phenolen, Alkoholen, ein- oder zweiwertigen Aminen, Thiolen und aus diesen Verbindungsklassen gebildeten multifunktionellen Wasserstoffverbindungen oder multifunktionellen Polymeren ausgewählt ist.
14. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der Ansprüche 1 bis 13, dadurch gekennzeichnet, daß dieser einen Füll- und/oder Verstärkungsstoff enthält.
15. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach Anspruch 14, dadurch gekennzeichnet, daß der Füll- und/oder Verstärkungsstoff bevorzugt mit reaktiven Endgruppen zur Moderierung des Molekulargewichts des Polyesters und Copolyesters versehen ist.
16. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß deren Molekulargewicht zwischen 30.000 und 300.000 g/mol, bevorzugt zwischen 80.000 und 200.000 g/mol, liegt, und daß die
Molekulargewichtsverteilung < 2,0 ist.
17. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß der Monomeranteil im Polymer weniger als 5 Gewichtsprozent, bevorzugt weniger als 2 Gewichtsprozent, beträgt.
18. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß das MolVerhältnis zwischen eingesetztem Monomer oder einer Mischung von Monomeren und der Katalysator-/Cokatalysator- Mischung mindestens 5.000:1 beträgt.
19. Aliphatischer Polyester und/oder Copolyester nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß das Monomer oder eine Mischung von Monomeren einen freien Säuregehalt von maximal 10 mequ/kg und einen Wassergehalt von maximal 200 ppm aufweist.
20. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern mit einer Extrusionsmaschine, dadurch gekennzeichnet, daß
- in einer Polyreaktion mindestens ein Monomer aus der Gruppe der Lactide, Lactone, zyklischen Carbonate und zyklischen Anhydride umgesetzt wird;
- in der Polyreaktion ein Reaktionsgemisch aus
mindestens einem Katalysator der allgemeinen Formel
(M)(Xχ, X2 ... X^, (I)
wobei M ein Metall, ausgewählt aus der Gruppe 3-12 des Periodensystems und aus den Elementen AI, Ga, In, Tl, Sn, Pb, Sb und Bi, (X^, X2 ... Xm) ein Substituent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Car- boxylate, Halogenide, Alkoxide und Verbindungen mit Elementen aus der Gruppe 15 und/oder 16 des Periodensystems, m eine ganze Zahl im Bereich von 1 bis 6, und n eine ganze Zahl im Bereich von 0 bis 6 bedeutet und ferner
- mindestens einem Cokatalysator der allgemeinen Formel
(Y)(Rχ, R2 ... q)p/ (II)
wobei Y ein Element, ausgewählt aus der Gruppe 15 oder 16 des Perlodensystems, (R^, R2 ... Rσ) ein Substituent, ausgewählt aus einer der Verbindungsklassen der Alkyle, Aryle, Oxide, Halogenide, Oxyalkyle, Aminoalkyle, Thioalkyle, Phenoxide, Aminoaryle, Thioaryle, q eine ganze Zahl im Bereich von 1 bis 6, und p eine ganze Zahl im Bereich von 0 bis 6 bedeutet, verwendet wird; und
- das Verfahren ein kontinuierlich geführter, einstufiger, reaktiver Extrusionsprozeß ist.
21. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach Anspruch 20, dadurch gekennzeichnet, daß in der Phase der Oligomerisierung ein Durchmischen und Homogenisieren der Mischung und in der Phase des Auspolymerisierens ein Druckaufbau mit thermischmechanischem Energieeintrag erfolgt.
22. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach Anspruch 20 und 21, dadurch gekennzeichnet, daß die Extrusionsmaschine ein gleichinnig drehender, dicht kämmender Zwei-Schneckenextruder ist.
23. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach einem der Ansprüche 20 bis 22, dadurch gekennzeichnet, daß die temperierbaren Abschnitte der Extrusionsmaschine eine Temperatur in einem Bereich zwischen 100 und 230°C, bevorzugt zwischen 180 und 195°C, aufweisen.
24. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach einem der Ansprüche 20 bis 23, dadurch gekennzeichnet, daß
- in einem ersten Schritt die Ausgangsstoffe Monomere und Comonomere, Katalysatoren, Cokatalysatoren, Moderatoren, Stabilisatoren, Füll- und/oder Verstärkungsstoffe vermischt werden; - in einem zweiten Schritt diese Mischung der Extrusions- Maschine zudosiert wird;
- in einem dritten Schritt das gewonnene Polymer kontinuierlich polymerisiert und ausgetragen wird; und
- in einem vierten Schritt das gewonnene Polymer ausgeformt wird.
25. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach Anspruch 24, dadurch gekennzeichnet, daß die Zudosierung der Mischung in die Extrusionsmaschine gravimetrisch erfolgt.
26. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach einem der Ansprüche 24 oder 25, dadurch gekennzeichnet, daß das gewonnene Polymer durch Kühlung verfestigt wird.
27. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach Anspruch 26, dadurch gekennzeichnet, daß die Kühlung des gewonnenen Polymers bevorzugt über einem Förderband mit Luft erfolgt.
28. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach einem der Ansprüche 24 bis 27, dadurch gekennzeichnet, daß das gewonnene Polymer bevorzugt in einem Granulierer zu Kunststoffgranulat ausgeformt wird.
29. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach einem der Ansprüche 24 bis 28, dadurch gekennzeichnet, daß der Moderator, der Stabilisator, Füll- und/oder Verstärkungsstoffe bevorzugt gesondert zu der Mischung zugefügt werden.
30. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach einem der Ansprüche 20 bis 29, dadurch gekennzeichnet, daß mittels einer in-line- oder online-Messung die Viskosität des Polymers und/oder durch eine in-line- oder on-line-infrarotspektroskopische Messung der Monomerumsatz des gewonnenen Polymers bestimmt wird.
31. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach Anspruch 30, dadurch gekennzeichnet, daß mit den gewonnenen Daten die Prozeßparameter geregelt werde .
32. Verfahren zur Herstellung von aliphatischen Polyestern und/oder Copolyestern nach einem der Ansprüche 20 bis 31, dadurch gekennzeichnet, daß der verbleibende Monomergehalt im Polymer durch ein Entgasungsaggregat in der Extrusionsmaschine reduziert werden kann.
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