Note: Descriptions are shown in the official language in which they were submitted.
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WO 2017/187058 1
PCT/FR2017/050947
PROCEDE DE FABRICATION DE CRISTAUX DE DIANHYDROHEXITOL AVEC UNE
ETAPE D'EVAPOCRISTALLISATION DES EAUX MERES DE PREMIERE
CRISTALLISATION
La présente invention concerne un procédé de fabrication de cristaux de
1,4:3,6-
dianhydrohexitols, par fabrication d'une solution d'un produit de
déshydratation interne d'au
moins un hexitol, distillation de ladite solution, cristallisation, et
caractérisé en ce que les
eaux-mères de cristallisation subissent une étape d'évapocristallisation. A la
différence des
procédés de l'art antérieur qui cherchent à valoriser les eaux-mères de
cristallisation,
l'évapocristallisation se substitue de manière économique et performante à la
succession
d'étapes consistant en au moins une concentration, puis au moins une étape de
purification
par distillation, chromatographie, ou cristallisation.
Valoriser nos ressources biologiques renouvelables est devenu un impératif
écologique et
économique majeur, face à l'épuisement et à la montée des prix des matières
fossiles
comme le pétrole. C'est dans ce contexte que s'inscrit le développement des
1,4:3,6-
dianhydrohexitols pour lesquels il existe un fort potentiel de développement,
notamment
dans le domaine pharmaceutique, dans la fabrication des intermédiaires de
synthèse
chimique et dans le secteur des matières plastiques.
Ces produits, également appelés isohexides, sont obtenus par déshydratation
interne de
sucres hydrogénés en C6 (hexitols) tels que le sorbitol, le mannitol et
l'iditol. Dans la
présente demande, le terme dianhydrohexitols englobe l'isosorbide (1,4:3,6-
dianhydro-
sorbitol), l'isomannide (1,4:3,6 dianhydro-mannitol), l'isoidide (1,4:3,6-
dianhydro-iditol) de
formules suivantes, ainsi que les mélanges de ces produits :
HO H HO H
H9,, H
OOO
0 z 0
OH He6H
lsosorbide lsomannide lsoidide
Cette étape de déshydratation est toujours suivie sur le plan industriel par
une étape de
purification, notamment par distillation. Ce procédé est aujourd'hui bien
connu de l'homme
du métier, et notamment décrit dans les documents WO 00 / 14081, US 4,408,061
et EP
0 323 994. La société demanderesse l'a elle-même largement relaté et
exemplifié,
notamment dans la demande de brevet EP 1 446 373.
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Le distillat d'isosorbide ainsi obtenu est ensuite cristallisé. Pour ce faire,
il est en général mis
en solution dans un solvant, tel que le 2-propanol (ou isopropanol), à une
température de
l'ordre de 60 C, de façon à obtenir une solution à environ 75 % de matière
sèche. Cette
solution est ensuite refroidie lentement, dans un temps variant de 2 à 10
heures, jusqu'à une
température voisine de 10 C. Une amorce d'isosorbide recristallisé est
ajoutée lorsque la
température est voisine de 40 C afin d'initier la cristallisation. Les
cristaux sont ensuite
essorés dans une essoreuse et lavés avec un peu de 2-propanol. Après séchage
sous vide,
lesdits cristaux sont éventuellement remis en solution dans l'eau de manière à
obtenir une
solution aqueuse d'isosorbide pouvant être soumise à des traitements
complémentaires de
décoloration et / ou déminéralisation.
L'étape d'essorage conduit à la formation de 2 flux : le flux principal qui
consiste en un flux
de cristaux d'isosorbide (dont la teneur en poids sec d'isosorbide est de
l'ordre de 98 % de
son poids total) et un flux secondaire encore appelé eaux-mères dont la
richesse en
isosorbide est beaucoup moins importante (sa teneur en poids sec d'isosorbide
est voisine
de 30 % de son poids total).
Dans un souci constant d'amélioration du rendement de son procédé industriel,
l'homme du
métier a cherché à valoriser le flux des eaux-mères, pour le purifier et / ou
le concentrer de
manière à, soit le réintroduire au niveau de l'étape initiale de distillation,
soit à le valoriser
comme tel si il contient de l'isosorbide cristallisé en quantité suffisante.
On connaît à ce sujet le document KR 2014-0059906 qui décrit un procédé
consistant à
déshydrater du sorbitol, à distiller l'isosorbide obtenu, et à cristalliser
ensuite le distillat dans
de l'acétone. Les eaux-mères sont ensuite concentrées à sec dans un
évaporateur, et
subissent une cristallisation après remise en solution dans l'acétone, avant
d'être
réintroduites au niveau de l'étape initiale de cristallisation du distillat.
La pureté finale en
isosorbide est alors de 99,7 %, le rendement de cristallisation de 91,9 % et
le rendement
global du procédé est égal à 68,7 % selon l'exemple 1 de cette demande de
brevet.
Le document KR 2014-0059904 décrit quant à lui un procédé identique jusqu'à
l'étape de
traitement des eaux-mères. Celles-ci sont concentrées à sec par évaporation,
puis distillées
avant d'être réintroduites au niveau de l'étape initiale de cristallisation du
distillat. La pureté
finale en isosorbide est alors de 99,8 %, le rendement de cristallisation de
92,1 % et le
rendement global du procédé est égal à 71,0 ./.0 selon l'exemple 1 de cette
demande de
brevet.
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Le document KR 2014-0080748 reprend la partie amont du procédé décrit ci-
dessus. Dans
ce cas, les eaux-mères sont concentrées à sec toujours par évaporation, remise
en solution
dans l'eau, puis purifiées par chromatographie sur lit mobile simulé (SMB),
avant de subir
une nouvelle étape de concentration. Ce flux est réintroduit au niveau de
l'étape initiale de
cristallisation du distillat. La pureté finale en isosorbide est alors de 99,5
%, le rendement de
cristallisation de 92,0 % et le rendement global du procédé est égal à 75,0 %
selon l'exemple
1 de cette demande de brevet.
Enfin, le document WO 2014 073848 qui s'appuie sur les mêmes étapes initiales,
décrit la
concentration à sec des eaux-mères et leur réintroduction en amont de l'étape
initiale de
cristallisation, c'est-à-dire dans le distillat initial. Ce nouveau distillat
subit alors à nouveau
l'étape de cristallisation initiale. La pureté finale en isosorbide est alors
de 99,7 A., le
rendement de cristallisation de 88,0 A. et le rendement global du procédé est
égal à 67,4 %
selon l'exemple 1 de cette demande de brevet.
L'ensemble des procédés susmentionnés présente néanmoins l'inconvénient de
mettre en
oeuvre au moins 2 étapes pour traiter le flux des eaux-mères et ce, avant de
le réintroduire
en tête de procédé, soit dans le distillat pour cristallisation, soit au
niveau-même de l'étape
initiale de distillation. Ces étapes consistent en au moins une étape de
concentration à sec
par évaporation, très consommatrice en énergie, et une autre étape de
purification consistant
en une cristallisation, une séparation chromatographique ou une distillation.
Le coût associé
à la mise en oeuvre d'au moins 2 étapes supplémentaires est un frein
économique à
l'implémentation industrielle du procédé correspondant.
Travaillant à l'optimisation de son procédé de fabrication de cristaux de
1,4:3,6-
dianhydrohexitols, la demanderesse est parvenue au prix de nombreux travaux à
mettre au
point un procédé particulièrement économique et performant au niveau de son
rendement.
Ledit procédé repose notamment sur une étape d'évapocristallisation réalisée
sur les eaux-
mères issues de la première cristallisation, en lieu et place des (au moins) 2
étapes décrites
dans l'art antérieur.
De manière surprenante car non décrite dans l'art antérieur, le recours à
l'évapocristallisation
sur le flux des eaux-mères limite le nombre d'étapes de traitement, tout en
conduisant à des
rendements particulièrement élevés au niveau de la cristallisation, du procédé
global, et avec
une pureté en isosorbide particulièrement importante.
4
Ce procédé de fabrication de cristaux de 1,4:3,6-dianhydrohexitols comprend
les étapes de:
a) fournir une solution d'un produit de déshydratation interne d'un hexitol,
b) distiller la solution issue de l'étape a)
C) cristalliser le distillat issu de l'étape b)
d) essorer les cristaux issus de l'étape c)
et faire subir au flux d'eaux-mères issu de l'essorage une étape
d'évapocristallisation e).
Dans la présente Demande, on désigne par évapocristallisation la combinaison
des étapes
de: concentration par évaporation sous vide de manière à former une solution
concentrée et
sursaturée qui commence à cristalliser, ensemencement du milieu qui consiste
en la solution
sursaturée, cristallisation sous vide partiel de manière à poursuivre le
processus de
cristallisation.
Plus précisément, ce procédé de fabrication de cristaux de 1,4:3,6-
dianhydrohexitols
comprend les étapes de:
a) fournir une solution d'un produit de déshydratation interne d'au moins un
hexitol
b) distiller la solution issue de l'étape a) de manière à obtenir une solution
d'au moins un
1,4:3,6-dianhydrohexitol
c) cristalliser le 1,4:3,6-dianhydrohexitol issu de l'étape b)
d) essorer les cristaux de 1,4:3,6-dianhydrohexitol issus de l'étape c) ce qui
conduit à un
flux riche en cristaux (1) et à un flux d'eaux-mères (1 bis)
et selon lequel une totalité ou une partie du flux d'eaux-mères (1 bis) subit
une étape
d'évapocristallisation e) en présence de solvant, ce qui conduit à la
formation d'un flux de
solvant (2) et à la formation d'un flux riche en cristaux de 1,4:3,6-
dianhydrohexitols (2 bis).
De manière plus précise, la cristallisation selon l'étape c) conduit à un flux
riche en cristaux de
1,4:3,6-dianhydrohexitols. Ces cristaux sont essorés au niveau de l'étape d)
ce qui permet de
dégager d'une part un flux principal (1) riche en cristaux de 1,4:3,6-
dianhydrohexitols et d'autre
part un flux d'eaux-mères (1 bis). Les cristaux du flux principal (1) sont
récupérés et constituent
le produit final valorisable issu du procédé selon la présente invention.
Date Reçue/Date Received 2023-09-05
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Aussi, selon une première variante, le procédé selon l'invention est
caractérisé en ce que le
flux d'eaux-mères (1 bis) issu de l'étape d'essorage d) subit en totalité une
étape
d'évapocristallisation e).
.. Dans une seconde variante, le procédé selon l'invention est caractérisé en
ce que le flux
d'eaux-mères (1 bis) issu de l'étape d'essorage d) subit pour partie une étape
d'évapocristallisation e), préférentiellement de 50 % à 99,9 % en poids dudit
flux subissant
l'étape d'évapocristallisation, de 0,1 % à 50 % en poids dudit flux étant
réintroduit dans le
distillat au niveau de l'étape de cristallisation c).
L'étape d'évapocristallisation e), réalisée dans un évapocristallisoir et en
présence de
solvant, préférentiellement un alcool aliphatique linéaire ou ramifié, permet
la distillation dudit
solvant et donc la formation d'un flux de solvant (2), ainsi que la formation
d'un flux riche en
cristaux de 1,4:3,6-dianhydrohexitols (2 bis) après avoir atteint une matière
sèche
correspondant à un degré de sursaturation en 1,4:3,6-dianhydrohexitols
suffisant pour
engendrer une cristallisation. Ce degré de sursaturation est généralement
atteint à partir
d'une matière sèche de 75 %. De manière préférée, le solvant est choisi parmi
un alcool
aliphatique linéaire ou ramifié en C1-C4, préférentiellement parmi le
méthanol, l'éthanol, le
propylène glycol et l'isopropanol, l'isopropanol étant le solvant tout
préféré.
La sursaturation en 1,4:3,6-dianhydrohexitol d'une solution de 1,4:3,6-
dianhydrohexitol, à
une température donnée, se définit comme le rapport de la masse du 1,4:3,6-
dianhydrohexitol sur la masse de solvant de la solution, ramenée à la masse de
1,4:3,6-
dianhydrohexitol sur la masse de solvant de la solution saturée à l'état pur.
Un degré de
sursaturation de 1 correspond donc à une solution saturée en 1,4:3,6-
dianhydrohexitol. Un
degré de sursaturation inférieur à 1 correspond à une solution pour laquelle
la cristallisation
n'est pas possible.
Le procédé selon l'invention peut aussi comprendre une étape supplémentaire,
la dite étape
consistant en ce que les cristaux du flux riche en cristaux de 1,4:3,6-
dianhydrohexitols (2 bis)
issu de l'étape d'évapocristallisation e), sont essorés au niveau d'une étape
f) ce qui conduit
à la formation d'une part d'un flux principal (3) riche en cristaux de 1,4:3,6-
dianhydrohexitols
et d'autre part à la formation d'un flux d'eaux-mères (3 bis).
Selon une variante du procédé, ce flux principal (3) est réintroduit dans le
distillat au niveau
de l'étape c). Selon une autre variante, les cristaux sont récupérés dans le
flux principal (3)
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et constituent le produit final valorisable issu du procédé selon la présente
invention, au
même titre que les cristaux récupérés au niveau du flux principal (1).
Quant au flux d'eaux-mères (3 bis), il est selon une variante de l'invention
réintroduit au
niveau de l'étape d'évapocristallisation e), soit réintroduit selon une autre
variante plus en
amont du procédé global après en avoir éliminé le solvant de cristallisation,
et plus
précisément au niveau de l'étape a) de la fourniture de la solution du produit
de
déshydratation interne de l'hexitol de départ et / ou au niveau de l'étape b)
de distillation de
la solution du produit de déshydratation interne de l'hexitol.
Selon un mode particulier, l'ensemble du procédé objet de la présente
invention peut être
réalisé en continu.
Pratiquement, l'étape a) consiste à préparer une solution d'un produit de
déshydratation
interne d'un hexitol. Cette solution présente une concentration massique en
1,4:3,6-
dianhydrohexitols comprise entre 65 % et 80 %, préférentiellement entre 70 %
et 75 /0.
Cette solution est préférentiellement obtenue par élimination de l'eau d'une
solution aqueuse
initiale contenant au moins un hexitol. L'élimination de l'eau est réalisée
par tous moyens
bien connus de l'homme du métier, notamment par chauffage, en particulier par
distillation
sous vide. La solution aqueuse initiale est par exemple un produit
commercialisé par la
demanderesse sous l'appellation NEOSORB.
La solution contenant au moins un hexitol est aussi caractérisée en ce que
l'hexitol est choisi
parmi le sorbitol, le mannitol et l'iditol et leurs mélanges, et est
préférentiellement le sorbitol.
On réalise alors la déshydratation dudit hexitol de manière à obtenir un
1,4:3,6-
dian hydrohexitol.
.. Cette étape n'est aucunement limitante pour le procédé objet de la présente
demande. Elle
peut être réalisée selon l'un quelconque des procédés bien connus de l'homme
du métier. A
ce titre, on peut citer le brevet CA 1 178 288 qui rappelle en sa page 14,
lignes 3-8 qu'il est
recommandé de conduire la réaction de déshydratation proprement dite sous une
atmosphère de gaz inerte pour éviter des réactions d'oxydation, notamment
lorsque des
températures et durées de réaction relativement importantes sont envisagées.
Une variante
selon la présente invention consiste donc à conduire cette étape de
déshydratation sous une
atmosphère de gaz inerte.
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Le brevet US 4,861,513 décrit une réaction de déshydratation du sorbitol menée
en
présence simultanée de gaz inerte (azote) et d'un agent réducteur
(hypophosphite de
sodium) en vue de la préparation de mélanges de polyols particuliers, lesquels
présentent
une faible teneur (10 à 26%) en dianhydrosorbitol. Pour sa part, le brevet GB
613,444 déjà
évoqué décrit l'obtention, par déshydratation en milieu eau/solvant, d'une
composition
d'isosorbide qui est ensuite soumise à un traitement de distillation puis de
recristallisation
dans un mélange alcool/éther.
De manière préférée, les conditions de réalisation de cette étape de
déshydratation sont les
suivantes : la solution contenant l'hexitol obtenue après élimination de l'eau
de la solution
initiale, est introduite dans un réacteur. Simultanément, avant ou après
l'introduction de la
solution d'hexitol, le catalyseur de déshydratation est introduit dans le
réacteur. Ce
catalyseur peut être de tout type, tant qu'il permet la déshydratation de
l'hexitol dans l'étape
suivante. Ce catalyseur peut être un catalyseur hétérogène ou un catalyseur
homogène. Il
peut s'agir d'un catalyseur acide, en particulier d'un acide fort, ou de
résines échangeuses
d'ions, en particulier de résines échangeuses cationiques acides ou de
catalyseurs de type
zéolithe acide. Le catalyseur acide peut notamment être de l'acide sulfurique,
de l'acide
chlorhydrique, de l'acide para toluène sulfonique, de l'acide phosphorique, ou
de l'acide
méthane sulfonique. L'acide sulfurique est un catalyseur particulièrement
préféré pour la
fabrication de la composition selon l'invention.
La résine échangeuse cationique acide peut être une résine polystyrène sulfoné
telle que la
résine AG50W-X12 de BioRad. La zéolithe acide peut être une zéolithe béta.
Le catalyseur de déshydratation est introduit dans des quantités permettant la
réalisation de
l'étape de déshydratation. En particulier, lorsqu'on utilise l'acide
sulfurique, on préfère utiliser
des quantités inférieures à 2 % en masse par rapport à la masse totale
d'hexitol, de
préférence inférieure à 1,5 %, tout préférentiellement inférieure à 1,2 /0.
L'étape de déshydratation peut se faire sous vide, sous flux d'un gaz inerte,
par exemple de
l'azote, ou encore sous pression en autoclave, ces trois méthodes permettant
de faciliter
l'élimination de l'eau et ainsi déplacer l'équilibre de la réaction.
.. Pour réaliser l'étape de déshydratation, il est nécessaire d'apporter de la
chaleur au réacteur.
Cette quantité de chaleur nécessaire dépend principalement de la nature et de
la quantité de
catalyseur utilisé et, dans une moindre mesure, des conditions de pression
dans le réacteur
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lors de l'étape de déshydratation. Pour apporter la chaleur nécessaire, la
température à
l'intérieur du réacteur et sous laquelle est effectuée la réaction de
déshydratation peut aller
de 110 C à 400 C selon le catalyseur utilisé. Par exemple, lorsqu'on
utilise, par rapport à la
masse d'hexitol introduite, 1 % en masse d'acide sulfurique, on utilise de
préférence une
température supérieure ou égale à 135 C, avantageusement supérieure ou égale
à 150 C.
Avantageusement, la température reste inférieure à 300 C.
A l'issue de l'étape de déshydratation, lorsque l'on utilise un catalyseur
acide homogène, on
réalise de préférence une étape de neutralisation du catalyseur.
L'étape b) consiste à distiller la solution issue de l'étape a). Cette
distillation est conduite
selon n'importe quelle technique accessible à l'homme du métier. Cette étape
peut être
réalisée dans tout type de distillateur permettant d'isoler les
dianhydrohexitols. Cette étape
est réalisée dans des conditions de vide, de température et de durée
permettant d'isoler les
dianhydrohexitols du reste des constituants de la composition. A titre
d'exemple, on peut
réaliser la distillation, jusqu'à ce que le dianhydrohexitol ne distille plus,
à 50 mbar et à une
température de 250 C ou encore à 5 mbar et à une température de 200 C.
Dans cette étape, le 1,4:3,6-dianhydrohexitol est l'isosorbide (1,4:3,6-
dianhydro-sorbitol),
l'isomannide (1,4:3,6 dianhydro-mannitol), l'isoidide (1,4:3,6-dianhydro-
iditol) ou leurs
mélanges et est préférentiellement l'isosorbide.
L'étape c) consiste à cristalliser le produit issu de l'étape b). Cette étape
n'est pas limitante
et peut être conduite selon tous les procédés connus de l'homme du métier. Par
exemple, le
distillat issu de l'étape b) est mis en solution dans un solvant du type
alcool aliphatique
linéaire ou ramifié, préférentiellement un alcool aliphatique linéaire ou
ramifié en Cl -C4, très
préférentiellement le méthanol, l'éthanol, le propylène glycol et
l'isopropanol, l'isopropanol
étant le solvant tout préféré. Sa matière sèche est alors comprise entre 50 %
et 80 % de son
poids total, et est préférentiellement d'environ 70 %. Cette solution est
ensuite refroidie
lentement, dans un temps variant de 2 à 10 heures, et préférentiellement
voisin de 5 heures,
jusqu'à une température comprise entre 5 C et 25 C, préférentiellement entre
10 C et 20
C. Une amorce de 1,4:3,6-dianhydrohexitol recristallisé est ajoutée lorsque la
température
est voisine de 40 C afin d'initier la cristallisation. Les cristaux sont
ensuite essorés dans une
essoreuse et lavés avec un peu d'isopropanol (ou 2-propanol).
L'essorage des cristaux permet de dégager d'une part un flux principal (1)
riche en cristaux
de 1,4:3,6-dianhydrohexitols et un flux d'eaux-mères (1 bis). Leurs teneurs
massiques
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respectives en matière sèche sont comprises entre 95 % et 99 % d'une part et
entre 30 % et
35 % d'autre part, et leurs richesses en 1,4:3,6-dianhydrohexitols (ou teneurs
en poids sec
en 1,4:3,6-dianhydrohexitols) sont comprises entre 94,9 % et 98,9 % d'une part
et 27 % et
32 % d'autre part.
On réalise ensuite une étape d'évapocristallisation sur les eaux-mères (1
bis). Celle-ci a lieu
par évaporation dans un évapocristallisoir, par apport de vapeur saturée à
travers un
échangeur thermique placé soit dans ledit évapocristallisoir, soit dans une
boucle de
recirculation. On crée ainsi un degré de sursaturation suffisant pour
engendrer une
1.0 cristallisation.
Dans les exemples de la présente Demande, on démontre que l'emploi de
l'isopropanol qui
correspond à la variante préférée de l'invention, permet de mettre en oeuvre
des conditions
tout à fait douces en matière de température et de pression. L'isopropanol
présente en
effet l'avantage de pouvoir être utilisé dans des conditions de températures
proches de
l'ambiante et de vide peu poussé.
On ensemence ensuite la solution sursaturée par introduction d'au moins une
semence
cristalline. Ladite semence consiste en une amorce de 1,4:3,6-dianhydrohexitol
et peut être
sous forme dispersée, dans un alcool aliphatique linéaire ou ramifié,
préférentiellement un
alcool aliphatique linéaire ou ramifié en C1-C4, très préférentiellement
choisi parmi le
méthanol, l'éthanol, le propylène glycol et l'isopropanol, l'isopropanol étant
le solvant tout
préféré.
La cristallisation se poursuit sous vide partiel maintenu constant.
L'évaporation est réalisée
de telle manière à ce que l'on obtienne dans l'évapocristallisoir une
agitation forte et bien
contrôlée de la solution sursaturée. Le solvant qui s'évapore de ladite
solution va en effet
créer un phénomène de pompage qui agite fortement la solution. Ce phénomène
permet
d'agiter la solution avec une amplitude bien plus grande que celle qui serait
générée par une
agitation mécanique. Le solvant évaporé est alors soit éliminé de
l'évapocristallisoir, ou
condensé à l'intérieur de celui-ci. La matière sèche de la solution à l'entrée
de
l'évapocristallisoir est également ajustée de manière à obtenir la quantité de
vapeur saturée
nécessaire et suffisante au pompage.
L'évapocristallisation conduit à un flux de solvant (2), de manière
préférentielle un flux
d'isopropanol, et un flux riche en cristaux de 1,4:3,6-dianhydrohexitols (2
bis). La teneur
massique en matière sèche du flux riche en cristaux de 1,4:3,6-
dianhydrohexitols (2 bis) est
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comprise entre 75 % et 90 %, et la richesse en 1,4:3,6-dianhydrohexitols (ou
teneur en poids
sec en 1,4:3,6-dianhydrohexitols) est comprise entre 67,5 % et 82,5 %.
Les cristaux du flux riche en cristaux de 1,4:3,6-dianhydrohexitols (2 bis)
issu de l'étape
d'évapocristallisation peuvent ensuite être essorés (étape f). Cette étape f)
permet de
dégager un flux principal (3) riche en cristaux de 1,4:3,6-dianhydrohexitols
et un flux d'eaux-
mères (3 bis). Les teneurs massiques en matière sèche de ces deux flux sont
respectivement comprises entre 95 % et 99 % d'une part et entre 60 % et 82 %
d'autre part,
et leurs richesses en 1,4:3,6-dianhydrohexitols (ou teneurs en poids sec en
1,4:3,6-
dianhydrohexitols) sont comprises entre 94,5 % et 98,8 % d'une part et 48 % et
68 % d'autre
part.
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EXEMPLES
Exemple 1
Etape a)
Dans un réacteur en verre de marque Schott, de contenance 10 L, muni d'une
double-
enveloppe alimentée par un bain thermostaté à circulation d'huile, d'une pâle
d'agitation, d'un
thermomètre, d'une tête de distillation associée à un réfrigérant et à une
recette de distillation,
on introduit 10 kg d'une solution de sorbitol à 70 % de matière sèche (soit
7000 g sec)
.. commercialisée par la Demanderesse sous l'appellation NEOSORB 70/02, et 70
g d'acide
sulfurique concentré. Le mélange obtenu est chauffé sous vide (pression
d'environ 100 mbar)
pendant 5 heures de façon à éliminer l'eau contenue dans le milieu réactionnel
initial et celle
provenant de la réaction de déshydratation du sorbitol. Le brut réactionnel
est ensuite refroidi
vers 100 C puis neutralisé avec 110,4 g d'une solution de soude à 50 % (en
poids).
Etape b)
La composition d'isosorbide ainsi neutralisée est ensuite distillée sous vide
(pression
inférieure à 50 mbar). On obtient 3900 g de distillat brut d'isosorbide de
pureté 98,0 %
mesurée en Chromatographie en Phase Gazeuse (CPG).
Etape c)
Le distillat brut d'isosorbide est ensuite mis en solution dans l'isopropanol
(ou 2-propanol), à
une température de 60 C, de façon à obtenir une solution à 70 % de matière
sèche (MS).
Cette solution est transférée dans un cristallisoir agité de 8 litres muni
d'une double-
enveloppe alimentée en eau, puis est refroidie lentement, en l'espace de 5
heures, jusqu' à
une température de 20 C. A 40 C, la sursaturation de la solution est de 1,23
et une amorce
d'isosorbide recristallisé est ajoutée afin de provoquer la cristallisation.
Etape d)
A la fin de l'opération, les cristaux sont séparés de la suspension obtenue
dans une
essoreuse et lavés avec du 2-propanol. Après séchage sous vide, on obtient un
flux principal
(1) contenant 3125 g de cristaux d'isosorbide secs de pureté égale à 99,9 %
mesurée en
CPG. Le rendement en isosorbide de cristallisation est de 81,7 %. Le flux
d'eaux-mères (1
bis) (masse 2380 g) a une matière sèche de 32,5 %, présente une pureté en
isosorbide de
90,4 % mesurée en CPG par rapport à la matière sèche et une sursaturation
égale à 0,27.
Etape e)
CA 03021266 2018-10-16
WO 2017/187058 12
PCT/FR2017/050947
Le flux d'eaux-mères (1 bis) est transféré dans un réacteur de 5 litres équipé
d'une double-
enveloppe alimentée par un bain thermostaté à circulation d'eau, d'une pâle
d'agitation, d'un
thermomètre, d'une tête de distillation munie d'une vanne associée à un
réfrigérant et à une
recette de distillation pour réaliser l'étape d'évapocristallisation. La
solution est chauffée à
40 C sous vide (pression 100 mbar) afin de permettre la distillation de
l'isopropanol. Le vide
est ensuite progressivement augmenté ce qui a pour effet de baisser
progressivement la
température pendant la distillation de l'isopropanol. Lorsque la température
de la solution
atteint 30 C, la pression est de 60 mbar, la matière sèche est de 85 % et la
sursaturation est
égale à 3,53. Une amorce d'isosorbide recristallisé est ajoutée afin de
provoquer la
cristallisation. Après avoir fermé la vanne de la tête de distillation, le
vide est
progressivement augmenté ce qui a pour effet de baisser progressivement la
température
tout en maintenant une matière sèche constante par reflux total de
l'isopropanol sous
ébullition. Lorsque la pression atteint 30 mbar, la température est de 20 C.
Le flux
d'isopropanol distillé (2) est de 1470 g. Le choix de l'isopropanol permet de
travailler dans
des conditions particulièrement douces ) , comme en témoigne la température
à la fin de la
cristallisation.
Etape f)
Les cristaux sont séparés de la suspension obtenue (2 bis) dans une essoreuse
et lavés
avec du 2-propanol. Après séchage sous vide, on obtient un flux principal (3)
contenant 390
g de cristaux d'isosorbide de pureté égale à 99,7 % mesurée en CPG. Le
rendement en
isosorbide de l'évapocristallisation est de 55,5 %. Les flux (1) et (3) de
cristaux sont réunis et
constituent un flux de 3515 g d'isosorbide de pureté égale à 99,87% mesurée en
CPG. Le
rendement global de cristallisation par rapport au distillat brut d'isosorbide
mis en oeuvre est
égal à 90,1% massique. Le flux d'eaux-mères (3 bis) est de 510 g et présente
une matière
sèche de 75,5 % avec une pureté mesurée en CPG de 80,8 % par rapport à la
matière
sèche. Ce flux (3 bis) est ensuite concentré à sec afin de récupérer
l'isopropanol, puis
conservé en vue d'être réintégré lors d'une prochaine production dans l'étape
a) du procédé.
Exemple 2
On répète l'exemple 1 jusqu'à l'étape f).
A ce niveau, les flux (1) et (3) ne sont pas réunis comme dans l'exemple 1,
mais le flux
principal (3) issu de l'étape f) est recyclé en totalité au niveau de l'étape
c) de cristallisation.
Après essorage et séchage des cristaux comme indiqué au niveau de l'étape d)
de l'exemple
1, on obtient 3442 g de cristaux secs de pureté égale à 99,95 % mesuré par CPG
avec un
CA 03021266 2018-10-16
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PCT/FR2017/050947
rendement global de cristallisation par rapport au distillat brut d'isosorbide
mis en oeuvre de
88,3 % massique.
Exemple 3
On applique au procédé selon l'invention un fonctionnement en mode continu.
Dans un
premier temps, on réalise une cristallisation selon l'exemple 1. Après 5
heures, quand la
température de 20 C est atteinte, on alimente le cristallisoir à un débit de
de 1000 g/h par un
mélange de distillat d'isosorbide et d'isopropanol de matière sèche égale à 70
%. On extrait
en continu du cristallisoir un flux de cristaux à un débit équivalent au débit
d'alimentation en
mélange distillat d'isosorbide / isopropanol.
Ce flux est séparé en continu sur une essoreuse en un flux (1) riche en
cristaux (environ 550
g/h séchés de pureté égale à 99,9 %) et en un flux (1 bis) d'eaux-mères. Le
flux (1 bis) d'un
débit environ égal à 440 g/h est introduit en continu dans un
évapocristallisoir et on applique
les conditions de vide et température décrites dans l'exemple 1 permettant
d'évaporer
l'isopropanol et d'augmenter la matière sèche afin de provoquer la
cristallisation des cristaux.
Lorsque la matière sèche de 85 % et la température de 20 C sont atteintes, un
flux (2) d'un
débit d'environ 265 g/h de distillat d'isopropanol est obtenu en régime
équilibré. On extrait en
continu du cristallisoir un flux (2 bis) de cristaux permettant de garder un
niveau constant
dans l'évapocristallisoir, soit environ 175 g/h.
Ce flux (2 bis) est séparé en continu sur une essoreuse en un flux (3) riche
en cristaux
(environ 70 g/h séchés de pureté égale à 99,6 %) et en un flux (3 bis) bis
d'eaux-mères. Les
flux (1) et (3) de cristaux sont réunis et constituent un flux de 620 g/h
d'isosorbide de pureté
égale à 99,87 % mesurée en CPG. Le rendement global de cristallisation par
rapport au flux
continu d'alimentation de distillat brut d'isosorbide est égal à 88,6 %
massique. Le flux
d'eaux-mères (3 bis) d'environ 105 g/h est concentré à sec pour récupérer
l'isopropanol, puis
recyclé dans l'étape b) du procédé.
Cet exemple démontre que le procédé selon l'invention s'accommode parfaitement
d'un
fonctionnement en continu, ce qui est un atout en termes de rentabilité d'un
procédé
industriel.
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Exemple 4
On répète l'exemple 3 jusqu'à équilibrage des différents flux d'alimentation
et de sortie des 2
cristallisoirs. Le flux de cristaux essorés (3) issus de l'évapocristallisoir
est ensuite réintroduit
en continu dans le premier cristallisoir en diminuant d'autant le débit
d'alimentation de
distillat d'isosorbide afin de garder le niveau du cristallisoir constant. Le
flux de cristaux (1)
issu du premier cristallisoir s'équilibre à un débit de 555 g/h de cristaux
essorés et séchés
avec une pureté de 99,95 % mesurée en CPG. Le rendement global de
cristallisation par
rapport au flux continu d'alimentation de distillat brut d'isosorbide est égal
à 88,1 %
massique.
Comme l'exemple précédent, cet exemple démontre que le procédé selon
l'invention
s'accommode parfaitement d'un fonctionnement en continu, ce qui est un atout
en terme de
rentabilité d'un procédé industriel.
