BRPI0719071A2 - Processo e aparelho para produção de poliéster - Google Patents

Processo e aparelho para produção de poliéster Download PDF

Info

Publication number
BRPI0719071A2
BRPI0719071A2 BRPI0719071-9A BRPI0719071A BRPI0719071A2 BR PI0719071 A2 BRPI0719071 A2 BR PI0719071A2 BR PI0719071 A BRPI0719071 A BR PI0719071A BR PI0719071 A2 BRPI0719071 A2 BR PI0719071A2
Authority
BR
Brazil
Prior art keywords
esterification
vessel
reaction medium
reactor
process according
Prior art date
Application number
BRPI0719071-9A
Other languages
English (en)
Inventor
Bruce Roger Debruin
Original Assignee
Eastman Chem Co
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Eastman Chem Co filed Critical Eastman Chem Co
Publication of BRPI0719071A2 publication Critical patent/BRPI0719071A2/pt
Publication of BRPI0719071B1 publication Critical patent/BRPI0719071B1/pt

Links

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/0053—Details of the reactor
    • B01J19/006—Baffles
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/18—Stationary reactors having moving elements inside
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/18—Stationary reactors having moving elements inside
    • B01J19/1812—Tubular reactors
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/18—Stationary reactors having moving elements inside
    • B01J19/1868—Stationary reactors having moving elements inside resulting in a loop-type movement
    • B01J19/1881—Stationary reactors having moving elements inside resulting in a loop-type movement externally, i.e. the mixture leaving the vessel and subsequently re-entering it
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/245—Stationary reactors without moving elements inside placed in series
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/2455—Stationary reactors without moving elements inside provoking a loop type movement of the reactants
    • B01J19/2465—Stationary reactors without moving elements inside provoking a loop type movement of the reactants externally, i.e. the mixture leaving the vessel and subsequently re-entering it
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/26—Nozzle-type reactors, i.e. the distribution of the initial reactants within the reactor is effected by their introduction or injection through nozzles
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J4/00—Feed or outlet devices; Feed or outlet control devices
    • B01J4/001—Feed or outlet devices as such, e.g. feeding tubes
    • B01J4/002—Nozzle-type elements
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C08—ORGANIC MACROMOLECULAR COMPOUNDS; THEIR PREPARATION OR CHEMICAL WORKING-UP; COMPOSITIONS BASED THEREON
    • C08G—MACROMOLECULAR COMPOUNDS OBTAINED OTHERWISE THAN BY REACTIONS ONLY INVOLVING UNSATURATED CARBON-TO-CARBON BONDS
    • C08G63/00—Macromolecular compounds obtained by reactions forming a carboxylic ester link in the main chain of the macromolecule
    • C08G63/78—Preparation processes
    • C08G63/785—Preparation processes characterised by the apparatus used
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D19/00—Degasification of liquids
    • B01D19/0036—Flash degasification
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/2415—Tubular reactors
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00002—Chemical plants
    • B01J2219/00004—Scale aspects
    • B01J2219/00006—Large-scale industrial plants
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00074—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids
    • B01J2219/00076—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids with heat exchange elements inside the reactor
    • B01J2219/00081—Tubes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00074—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids
    • B01J2219/00076—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids with heat exchange elements inside the reactor
    • B01J2219/00085—Plates; Jackets; Cylinders
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00074—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids
    • B01J2219/00087—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids with heat exchange elements outside the reactor
    • B01J2219/00092—Tubes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00074—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids
    • B01J2219/00087—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids with heat exchange elements outside the reactor
    • B01J2219/00094—Jackets
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00074—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids
    • B01J2219/00087—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids with heat exchange elements outside the reactor
    • B01J2219/00103—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids with heat exchange elements outside the reactor in a heat exchanger separate from the reactor
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00164—Controlling or regulating processes controlling the flow
    • B01J2219/00166—Controlling or regulating processes controlling the flow controlling the residence time inside the reactor vessel
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00184—Controlling or regulating processes controlling the weight of reactants in the reactor vessel
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00186—Controlling or regulating processes controlling the composition of the reactive mixture
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00761—Details of the reactor
    • B01J2219/00763—Baffles
    • B01J2219/00765—Baffles attached to the reactor wall
    • B01J2219/0077—Baffles attached to the reactor wall inclined
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/18—Details relating to the spatial orientation of the reactor
    • B01J2219/182—Details relating to the spatial orientation of the reactor horizontal
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/19—Details relating to the geometry of the reactor
    • B01J2219/194—Details relating to the geometry of the reactor round
    • B01J2219/1941—Details relating to the geometry of the reactor round circular or disk-shaped
    • B01J2219/1943—Details relating to the geometry of the reactor round circular or disk-shaped cylindrical

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Medicinal Chemistry (AREA)
  • Polymers & Plastics (AREA)
  • Polyesters Or Polycarbonates (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Description

"PROCESSO E APARELHO PARA PRODUÇÃO DE POLIÉSTER" FUNDAMENTOS DA INVENÇÃO
1. Campo da Invenção
Este invenção diz respeito a um sistema para a produção de poliésteres de fase fundida. Em outro aspecto, a invenção envolve um sistema de esterificação que utiliza um vaso horizontalmente alongado para a esterificação e/ou separação de vapor-líquido.
2. Descrição da Técnica Anterior
A polimerização de fase fundida pode ser usada para produzir uma variedade de poliésteres, tais como, por exemplo, tereftalato de polietileno (PET). O PET é amplamente usado em recipientes de bebida, alimento e outros, assim como em fibras sintéticas e resinas. Avanços na tecnologia do processo acoplados com a demanda aumentada têm levado a um mercado cada vez mais competitivo para a produção e venda de PET. Portanto, um processo de custo baixo e alta eficiência para a produção de PET é desejável.
Geralmente, as instalações de produção de poliéster de fase fundida, incluindo aquelas usadas para fabricar PET, empregam um estágio de esterificação e um estágio de policondensação. No estágio de esterificação, as matérias-primas poliméricas (isto é, reagentes) são convertidas em monômeros e/ou oligômeros de poliéster. No estágio de policondensação, os monômeros de poliéster que saem do estágio de esterificação são convertidos em um produto polimérico tendo o comprimento de cadeia final desejado.
Nas instalações de produção de poliéster de fase fundida mais convencionais, a esterificação é realizada em um ou mais reatores mecanicamente agitados, tais como, por exemplo, reatores de tanque agitados contínuos (CSTRs). No entanto, os CSTRs e outros reatores mecanicamente agitados possuem várias desvantagens que podem resultar em custos de capital, operação e/ou manutenção aumentados com relação a instalação de produção de poliéster global. Por exemplo, os agitadores mecânicos e vários equipamentos de controle tipicamente associados com os CSTRs são complexos, caros, e podem requerer manutenção extensiva. Além disso, os CSTRs convencionais freqüentemente empregam tubos de troca térmica que ocupam uma parte do volume interno do reator. De modo a compensar a perda no volume efetivo do reator, os CSTRs com tubos de troca térmica internos requerem um maior volume total, que aumenta os custos de capital. Além disso, as serpentinas de troca térmica internas tipicamente associadas com os CSTRs podem indesejavelmente interferir com os padrões de fluxo do meio de reação dentro do vaso, desse modo resultando em uma perda de conversão. Para aumentar a conversão do produto, muitas instalações de produção de poliéster convencionais têm empregado múltiplos CSTRs que operam em série, os quais aumentam ainda mais os custos tanto de capital quanto de operação.
Assim, existe uma necessidade com relação a um processo de
poliéster de alta eficiência que minimize os custos de capital, operacionais e de manutenção enquanto máxima a conversão do produto. SUMÁRIO DA INVENÇÃO
Em uma forma de realização da presente invenção, é fornecido um processo que compreende: submeter um meio de reação à esterificação em uma zona de esterificação definida dentro de um vaso de esterificação, em que o vaso de esterifícação possui uma relação de comprimento para diâmetro de menos do que cerca de 10:1, em que o meio de reação flui substancialmente de modo horizontal através do vaso de esterifícação. Em uma outra forma de realização da presente invenção, é
fornecido um processo compreendendo: (a) submeter um meio de reação à esterifícação em um reator de esterifícação para desse modo produzir um primeiro produto; (b) introduzir pelo menos uma parte do primeiro produto em um vaso de separação; (c) retirar os produtos separados líquido e vapor do vaso de separação; e (d) encaminhar pelo menos uma parte da fase líquida retirada de volta para o primeiro reator de esterificação através de um circuito de recirculação, em que o volume interno definido pelo vaso de separação é pelo menos cerca de 50 porcento do volume interno combinado definido pelo circuito de recirculação e pelo reator de esterificação.
Em mais uma outra forma de realização da presente invenção, é fornecido um vaso de separação que define uma entrada de fluido, uma saída de líquido e uma saída de vapor. O vaso de separação é alongado juntamente com um eixo substancialmente horizontal e possui uma relação de comprimento para diâmetro de menos do que cerca de 10:1. A entrada de fluido é horizontalmente espaçada das saídas de líquido e vapor em pelo menos cerca de 1,25D, e as saídas de valor e líquido são verticalmente espaçadas uma da outra em pelo menos cerca de 0,5D. BREVE DESCRIÇÃO DOS DESENHOS Certas formas de realização da presente invenção são descritas
com detalhes abaixo com referência à figura anexada, em que:
a Fig. 1 é uma representação esquemática de um sistema de esterifícação configurado de acordo com uma forma de realização da presente invenção e adequado para uso em uma instalação de produto de poliéster de fase fundida.
DESCRIÇÃO DETALHADA
A presente invenção pode ser empregada em instalações de produção de poliéster de fase fundida capazes de produzir uma variedade de poliésteres a partir de uma variedade de materiais de partida. Como aqui usado, o termo "poliéster" também inclui derivados de poliéster, tais como, por exemplo, polieterésteres, amidas de poliéster e amidas de polieteréster. Exemplos de poliésteres de fase fundida que podem ser produzidos de acordo com a presente invenção incluem, mas não são limitados a eles, homopolímeros e copolímeros de tereftalato de polietileno (PET), PETG (PET modificado com comonômero de 1,4-cicloexano-dimetanol (CHDM)), poliésteres cristalinos completamente aromáticos ou líquidos, poliésteres biodegradáveis, tais como aqueles compreendendo resíduos de butanodiol, ácido tereftálico e ácido adípico, homopolímeros e copolímeros de poli(cicloexano-tereftalto de dimetileno), e homopolímeros e copolímeros de CHDM e ácido cicloexano dicarboxílico ou cicloexanodicarboxilato de dimetila.
Em uma forma de realização da presente invenção, os materiais de partida de poliéster compreendendo pelo menos um álcool e pelo menos um ácido são submetidos à esterificação em um estágio inicial do processo. O material de partida de ácido pode ser um ácido dicarboxílico tal que o produto de poliéster final compreende pelo menos um resíduo de ácido dicarboxílico tendo na faixa de cerca de 4 a cerca de 15 ou de 8 a 12 átomos de carbono. Exemplos de ácidos dicarboxílicos adequados para uso na presente invenção podem incluir, mas não são limitados a eles, ácido tereftálico, ácido itálico, ácido isoftálico, ácido naftaleno-2,6-dicarboxílico, ácido cicloexanodicarboxílico, ácido cicloexanodiacético, ácido difenil-4,4'- dicarboxílico, ácido difenil-3,4'-dicarboxílico, 2,2-dimetil-l,3-propanodiol, ácido dicarboxílico, ácido succínico, ácido glutárico, ácido adípico, ácido azeláico, ácido sebácico, e misturas destes. Em uma forma de realização, o material de partida de ácido pode ser um éster correspondente, tal como tereftalato de dimetila em lugar de ácido tereftálico.
O material de partida de álcool pode ser um diol tal que o produto de poliéster final possa compreender pelo menos um resíduo de diol, tal como, por exemplo, aqueles que se originam de dióis cicloalifáticos tendo na faixa de cerca de 3 a cerca de 25 átomos de carbono ou de 6 a 20 átomos de carbono. Os dióis adequados podem incluir, mas não são limitados a eles, etileno glicol (EG), dietileno glicol, trietileno glicol, 1,4-cicloexano- dimetanol, propano-1,3-diol, butano-l,4-diol, pentano-1,5-diol, hexano-1,6- diol, neopentilglicol, 3-metilpentanodiol-(2,4), 2-metilpentanodiol-(l,4), 2,2,4-trimetilpentano-diol-(l,3), 2-etilexanodiol-(l,3), 2,2-dietilpropano-diol- (1,3), hexanodiol-(l,3), 1,4-di-(hidroxietóxi)-benzeno, 2,2-bis-(4- hidroxicicloexil)-propano, 2,4-diidróxi-l,l,3,3-tetrametil-ciclobutano, 2,2,4,4- tetrametil-ciclobutanodiol, 2,2-bis-(3-hidroxietoxifenil)-propano, 2,2-bis-(4- hidróxi-propoxifenil)-propano, isosorbida, hidroquinona, BDS-(2,2- (sulfonilbis)4,l-fenilenoóxi))bis(etanol), e misturas destes.
Além disso, em uma forma de realização, os materiais de partida podem compreender um ou mais comonômeros. Os comonômeros adequados podem incluir, por exemplo, comonômeros compreendendo ácido tereftálico, tereftalato de dimetila, ácido isoftálico, isoftalato de dimetila, dimetil-2,6-naftalenodicarboxilato, ácido 2,6-naftaleno-dicarboxílico, etileno glicol, dietileno glicol, 1,4-cicloexano-dimetanol (CHDM), 1,4-butanodiol, politetrametilenoglicol, trans-DMCD, anidrido trimelítico, dicarboxilato de dimetil cicloexano-1,4, dicarboxilato de dimetil decalin-2,6, decalin dimetanol, 2,6-dicarboxilato de decaidronaftaleno, 2,6-diidroximetil- decaidronaftaleno, hidroquinona, ácido hidroxibenzóico, e misturas destes.
De acordo com uma forma de realização da presente invenção, um ou mais aditivos podem ser adicionados aos materiais de partida, o poliéster, e/ou os precursores de poliéster, em um ou mais locais dentro do processo. Os aditivos adequados podem incluir, por exemplo, comonômeros trifuncionais ou tetrafuncionais, tais como anidrido trimelítico, trimetilolpropano, dianidrido piromelítico, pentaeritritol, ou outros poliácidos ou polióis; agentes de reticulação ou ramificação; colorante; toner; pigmento; negro de fumo; fibra de vidro; carga; modificador de impacto; antioxidante; composto absorvente de UV; e composto descontaminante de oxigênio.
Em geral, o processo para produção de poliéster de acordo com uma forma de realização da presente invenção pode compreender dois estágios principais. O primeiro estágio reage os materiais de partida (aqui também referidos como "matérias-primas" ou "reagentes") nos monômeros e/ou oligômeros. O segundo estágio ainda reage os monômeros e/ou oligômeros no produto de poliéster final.
Se os materiais de partida que entram no primeiro estágio incluem grupos terminais de ácido, tais como, por exemplo, ácido tereftálico ou ácido isoftálico, o primeiro estágio é referido como esterificação. Se os materiais de partida tiverem grupos terminais de metila, tais como, por exemplo, tereftalato de dimetila ou isoftalato de dimetila, o primeiro estágio é referido como troca de éster ou transesterificação. Por simplicidade, o termo "esterificação" como aqui usado, inclui tanto esterificação quanto reações de troca de éster, mas deve ficar entendido que a esterificação e a troca de éster dependem dos materiais de partida. De acordo com uma forma de realização da presente invenção, a esterificação pode ocorrer em uma temperatura na faixa de cerca de 220°C a cerca de 3OO0C, ou cerca de 235°C a cerca de 280°C, ou 245°C a IlO0C e uma pressão de menos do que cerca de 25 psig (172,4 kPa man.), ou uma pressão na faixa de cerca de 1 psig (6,9 kPa man.) a cerca de 10 psig (69 kPa man.), ou 2 psig (13,8 kPa man.) a 5 psig (34,5 kPa man.). Em uma forma de realização, o comprimento médio de cadeia do monômero e/ou oligômero que sai do estágio de esterificação pode ser menor do que cerca de 25, de cerca de 1 a cerca de 20, ou de 5 a 15.
O segundo estágio do processo pode ser referido como o estágio de policondensação. O estágio de policondensação pode ser um processo de única etapa, ou pode ser dividido em uma etapa de policondensação (ou pré-polimerização) e uma etapa de policondensação final (ou de finalização). Geralmente, os polímeros de cadeia mais longa podem ser produzidos através de um processo de policondensação de múltiplos estágios. O estágio de policondensação pode ser realizado em uma temperatura na faixa de cerca de 220°C a cerca de 350°C, ou cerca de 240°C a cerca de 320°C e uma pressão sub-atmosférica (por exemplo, vácuo). Quando a policondensação for realizada em um processo de dois estágios, o reator de polimerização (ou pré-polímero) pode converter o monômero que sai do estágio de esterificação em um oligômero tendo um comprimento médio de cadeia na faixa de cerca de 2 a cerca de 40, de cerca de 5 a cerca de 35, ou de IOa 30. O reator final depois converte a mistura oligômero/polímero em um produto polimérico final tendo o comprimento médio de cadeia desejado.
De acordo com uma forma de realização da presente invenção, o estágio de esterificação pode ser realizado em um sistema de esterificação que compreende pelo menos uma zona de esterificação e pelo menos uma zona de destilação. Na zona de esterificação, os reagentes são submetidos à esterificação para desse modo produzir um subproduto de vapor e um produto líquido contendo monômeros e/ou oligômeros de poliéster. Uma parte do produto do produto líquido que sai da zona de esterificação pode sair do sistema de esterificação para o processamento a jusante, enquanto a parte de recirculação do produto líquido que sai da zona de esterificação pode ser recirculada de volta à entrada da zona de esterificação. Pelo menos uma parte do subproduto de vapor que sai da zona de esterificação pode ser enviada para a zona de destilação, em que os componentes de água e álcool do subproduto de vapor podem ser separados. Uma parte do álcool separado que sai da zona de destilação pode ser recombinada com a parte de recirculação do produto líquido que sai da zona de esterificação. A corrente combinada resultante pode depois ser reintroduzida na zona de esterificação, após receber quantidades adicionais de reagentes e/ou aditivos.
Em uma forma de realização da presente invenção, pelo menos uma parte da zona de esterificação pode ser definida por equipamento que concede pouca ou nenhuma agitação mecânica à fase líquida do meio de reação nele processado. Embora a fase líquida do meio de reação processado na zona de esterificação possa ser um tanto agitada em virtude da circulação através do equipamento que define a zona de esterificação, em uma forma de realização da presente invenção, menos do que cerca de 50 porcento, menos do que cerca de 25 porcento, menos do que cerca de 10 porcento, menos do que cerca de 5 porcento, ou 0 porcento da agitação do meio de reação de fase líquida processado na zona de esterificação é fornecido por agitação mecânica. Isto está em contraste direto com os processos de esterificação convencionais que são realizados em um ou mais reatores de tanque agitados contínuos (CSTRs) sob condições de agitação mecânica extrema.
Como ainda debatido com detalhes abaixo, a presente invenção pode empregar equipamento simples, seguro e barato para realizar a esterificação. Por exemplo, em uma forma de realização da presente invenção, pelo menos uma parte da zona de esterificação pode ser definida dentro de um aquecedor simples, seguro e barato, tal como, por exemplo, um trocador de calor de casco e tubo. Além disso, em uma outra forma de realização, pelo menos uma parte da zona de esterificação pode ser definida dentro de um vaso de esterificação não agitado simples, seguro e relativamente barato.
Referindo-se agora à FIG. 1, um sistema de esterificação 10 configurado de acordo com uma forma de realização da presente invenção é ilustrado como de uma forma geral compreendendo um trocador de calor 12, um vaso de esterificação 14, uma coluna de destilação 16, e um circuito de recirculação 18. Em geral, o processo realizado no sistema de esterificação 10 inclui as seguintes etapas gerais: (1) introduzir um aparelho alimentador de esterificação no trocador de calor 12; (2) aquecer e parcialmente esterificar o aparelho alimentador de esterificação no trocador de calor 12; (3) introduzir pelo menos uma parte do produto aquecido e parcialmente esteri ficado do trocador de calor 12 no vaso de esterificação 14; (4) ainda esterificar o produto parcialmente esterificado do trocador de calor 12 no vaso de esterificação 14; (5) separar um produto líquido de um subproduto de vapor no vaso de esterificação 14; (6) introduzir pelo menos uma parte do subproduto de vapor do vaso de esterificação 14 dentro da coluna de destilação 16; (7) separar o subproduto de vapor em uma corrente superior predominantemente de água e uma corrente inferior predominantemente de álcool na coluna de destilação 16; (8) encaminhar uma parte da recirculação do produto líquido do vaso de esterificação 14 de volta para o trocador de calor 12 através do circuito de recirculação 18; (9) enquanto a parte de recirculação do produto líquido está circulando através do circuito de recirculação 18, adicionar álcool recirculado da coluna de destilação 16, álcool novo, aditivo(s) e/ou ácido; e (10) retirar uma parte do produto do produto líquido do vaso de esterificação 14 para outro processamento a jusante.
Como mencionado acima, a esterificação pode ser realizada tanto no trocador de calor 12 quanto no vaso de esterificação 14 do sistema de esterificação 10. Visto que a esterificação pode ser realizada tanto no trocador de calor 12 quanto no vaso de esterificação 14, cada uma destas peças de equipamento pode ser referida como "reatores de esterificação" em que cada um define uma parte de uma "zona de esterificação". No entanto, desde que uma função adicional do trocador de calor 12 possa ser aquecer o meio de reação nele processado, o trocador de calor 12 também pode ser referido como um "aquecedor" que define uma "zona de aquecimento". Além disso, visto que uma função adicional do vaso de esterificação 14 possa ser promover a separação de vapor/líquido, o vaso de esterificação 14 também pode ser referido como um "vaso de separação" que define uma "zona de separação". A configuração e operação do sistema de esterificação 10, ilustrado na FIG. 1, serão agora descritas com maiores detalhes. Referindo-se novamente à FIG. 1, uma corrente de produto
líquido recirculada, debatida com maiores detalhes abaixo, é transportada através de um conduto de recirculação 100. Como ilustrado na FIG. 1, os seguintes materiais podem ser adicionados à corrente de produto líquido recirculado que flui através do conduto de recirculação 100: (a) álcool recirculado introduzido através do conduto 102, (b) álcool novo adicional introduzido através do conduto 104, e (c) um ou mais aditivos introduzidos através do conduto 106. Em uma outra forma de realização, pelo menos uma parte de uma ou mais correntes nos condutos 102, 104 e/ou 106 pode ser adicionada à corrente que sai do vaso de esterificação 14 no conduto 114, que é debatido com detalhes abaixo. Em mais uma outra forma de realização, pelo menos uma parte de uma ou mais correntes nos condutos 102, 104 e/ou 106 pode ser introduzida diretamente em uma bomba de recirculação ainda a ser debatida 40. O álcool recirculado e novo nos condutos 102 e 104 pode ser qualquer um dos álcoois debatidos acima como sendo adequado para uso como materiais de partida no sistema da presente invenção. De acordo com uma forma de realização, o álcool recirculado e/ou novo pode ser etileno glicol. O um ou mais aditivos no conduto 106 podem ser qualquer um dos aditivos debatidos acima como sendo adequados para uso no sistema da presente invenção.
O ácido adicional do conduto 108 também pode ser adicionado à corrente que flui através do conduto de recirculação 100. O ácido introduzido no conduto de recirculação 100 através do conduto 108 pode ser qualquer um dos ácidos debatidos acima como sendo adequado para uso com materiais de partida no sistema da presente invenção. O ácido no conduto 108 pode estar na forma de um líquido, pasta fluida, pasta ou sólidos secos. Em uma forma de realização, o ácido no conduto 108 pode ser partículas sólidas de ácido tereftálico.
Em uma forma de realização da presente invenção, o ácido no conduto 108 é adicionado na corrente de recirculação no conduto 100 na forma de partículas soídas pequenas substancialmente secas (por exemplo, um pó). Em uma tal forma de realização, a alimentação de ácido para o conduto 100 pode conter menos do que cerca de 5 porcento em peso, menos do que cerca de 2 porcento em peso, ou menos do que 1 porcento em peso de líquido.Este método de adição de ácido seco pode eliminar a necessidade de tanques mecanicamente agitados complexos e caros tradicionalmente usados para converter as partículas sólidas de ácido em uma pasta ou pasta fluida antes da introdução da mistura resultante no processo de esterificação.
Como ilustrado na FIG. 1, um redutor de pressão 20 pode ser
empregado para permitir a adição direta de um reagente de ácido sólido no conduto de recirculação 100 sem estar na forma de uma pasta ou pasta fluida. Em uma forma de realização da presente invenção, o reagente de ácido sólido pode ser adicionado ao conduto de recirculação 100 em um local onde a pressão da corrente de recirculação foi reduzida através do redutor de pressão 20. O redutor de pressão 20 pode ser qualquer aparelho conhecido na técnica de ser capaz de reduzir a pressão de uma corrente principalmente fluida de modo que o material possa ser adicionado à corrente com pressão reduzida através de uma abertura próxima da zona de pressão reduzida. Um extrator é um exemplo de um aparelho adequado para uso como redutor de pressão 20.
Como ilustrado na FIG. 1, o reagente de ácido sólido no conduto 108 pode ser adicionado ao circuito de recirculação 18 a jusante dos pontos de injeção de álcool e aditivo adicionais. Além disso, pode ser vantajoso introduzir o reagente de ácido sólido na parte superior do conduto de recirculação 100 de modo a expedir a dissolução das partículas sólidas de ácido quando elas descem para dentro da corrente de recirculação. O presença de monômeros e/ou oligômeros de poliéster na corrente de recirculação também pode intensificar a dissolução das partículas sólidas de ácido adicionadas ao conduto de recirculação 100. Em uma forma de realização da presente invenção, a corrente no conduto de recirculação 100 pode ter um comprimento de cadeia médio na faixa de cerca de 1 a cerca de 20, cerca de 2 a cerca de 18, ou 5 a 15.
Geralmente, a quantidade de álcool e ácido adicionada na corrente de recirculação no conduto de recirculação 100 pode ser qualquer quantidade necessária par fornecer a taxa de produção desejada e a relação desejada de álcool para ácido. Em uma forma de realização da presente invenção, uma relação molar de álcool para ácido da corrente de alimentação de esterificação que sai do conduto de recirculação 100 está na faixa de cerca de 1,005:1 a cerca de 10:1, cerca de 1,01:1 a cerca de 8:1, ou 1,05:1 a 6:1.
A corrente combinada que sai do conduto de recirculação 100 e/ou redutor de pressão 20 pode ser introduzida como um aparelho alimentador de esterificação em uma entrada 22 do trocador de calor 12 através de um conduto de alimentação 110. No trocador de calor 12, o meio de alimentação/reação de esterificação é aquecido e submetido às condições de esterificação. De acordo com uma forma de realização da presente invenção, o aumento de temperatura do meio de reação entre a entrada 22 e uma saída 24 do trocador de calor 12 pode ser ao redor de 50 0F (IO0C), pelo menos cerca de 75 0F (24°C), ou pelo menos 85 0F (29°C). Geralmente, a temperatura do aparelho alimentador de esterificação que entra na entrada 23 do trocador de calor 12 pode estar na faixa de cerca de 220°C a cerca de 260°C, cerca de 23O0C a cerca de 250°C, ou 235°C a 245°C. Geralmente, a temperatura do produto de esterificação que sai da saída 24 do trocador de calor 12 pode estar na faixa de cerca de 240°C a cerca de 320°C, cerca de 255°C a cerca de 3OO0C, ou 275°C a 290°C. O meio de reação no trocador de calor 12 pode ser mantido em uma pressão na faixa de cerca de 5 a cerca de 50 psig (cerca de 34,5 a cerca de 344,7 kPa man. ), de cerca de 10 a cerca de 35 psig (cerca de 68,9 a cerca de 241,3 kPa man.), ou de 15 a 25 psig (cerca de 103,4 a cerca de 172,4 kPa man.).
Como anteriormente debatido, o trocador de calor 12 também
pode ser considerado um reator de esterificação porque pelo menos uma parte do meio de reação que flui através dele pode sofrer esterificação. A quantidade de esterificação realizada de acordo com a presente invenção pode ser quantificada em termos de "conversão". Como aqui usado, o termo "conversão" é usado para descrever uma propriedade da fase líquida de uma corrente que foi submetida à esterificação, em que a conversão da corrente esterificada indica a porcentagem dos grupos terminais de ácido originais que foram convertidos (isto é, esterificados) em grupos de éster. A conversão pode ser quantificada como o número de grupos terminais convertidos (isto é, grupos terminais de álcool) divididos pelo número total de grupos terminais (isto é, grupos terminais de álcool acrescido de ácido), expresso como uma porcentagem. Embora a conversão seja usada aqui, deve ficar entendido que o comprimento de cadeia médio, que descreve o número médio de unidades monoméricas que um composto compreende, também pode ser apropriado para descrever as características das correntes da presente invenção igualmente.
De acordo com uma forma de realização, a reação de esterificação realizada no trocador de calor 12 pode aumentar a conversão do meio de reação entre a entrada 22 e a saída 24 em pelo menos cerca de 5, pelo menos cerca de 10, pelo menos cerca de 15, pelo menos cerca de 20, pelo menos cerca de 30, ou pelo menos cerca de 50 pontos percentuais. Geralmente, a corrente de alimentação de esterificação introduzida na entrada 22 do trocador de calor 12 possui uma conversão de menos do que cerca de 90 porcento, menos do que cerca de 75 porcento, menos do que cerca de 50 porcento, menos do que cerca de 25 porcento, menos do que cerca de 10 porcento, ou menos do que cerca de 5 porcento, enquanto a corrente de produto da esterificação que sai da saída 24 do trocador de calor 12 possui uma conversão de pelo menos cerca de 50 porcento, pelo menos cerca de 60 porcento, pelo menos cerca de 70 porcento, pelo menos cerca de 75 porcento, pelo menos cerca de 80 porcento, pelo menos cerca de 85 porcento, pelo menos cerca de 95 porcento, ou ao redor de 98 porcento.
Em uma forma de realização da presente invenção, a reação de esterificação realizada no trocador de calor 12 ocorre em um tempo de residência significativamente reduzido em relação aos processos de esterificação convencionais. Por exemplo, o tempo de residência médio do meio de reação que flui através do trocador de calor 12 pode ser menor do que cerca de 60 minutos, menor do que cerca de 45 minutos, menor do que cerca de 35 minutos, ou menor do que 20 minutos. Este tempo de residência relativamente curto pode ainda ser alcançado em taxas de produção elevadas em escala comercial. Assim, em uma forma de realização, a corrente do produto sai na saída 24 do trocador de calor 12 em uma vazão de pelo menos cerca de 10.000 libras por hora (lb/h) (4535,9 kg/h), pelo menos cerca de 25.000 lb/h (11339,8 kg/h), pelo menos cerca de 50.000 lb/h (22679,6 kg/h), ou pelo menos 100.000 lb/h (45359,2 kg/h).
Passando agora para a configuração específica do trocador de calor 12. De acordo com uma forma de realização da presente invenção, o trocador de calor 12 pode ser um trocador de calor de casco e tubo horizontalmente alongado. Uma passagem de fluxo interna através do trocador de calor 12 pode ser definida pelos tubos de troca térmica através dos quais o meio de reação flui quando for aquecido e esterificado. Esta passagem de fluxo interna pode ser considerada de ser uma "primeira zona de esterificação" do sistema de esterificação 10. Geralmente o volume agregado da passagem de fluxo interna através do trocador de calor pode estar na faixa de cerca de 10 a cerca de 1.500 pés cúbicos (ft3) (cerca de 0,85 m3 a cerca de 42,5 m3), cerca de 100 a cerca de 800 ft3 (cerca de 2,8 m3 a cerca de 22,6 m3),
3 3
ou 200 a 600 ÍT (5,7 a 17 m ). O diâmetro médio interno dos tubos de troca térmica individuais pode ser menor do que cerca de 4 polegadas (10 cm), ou na faixa de cerca de 0,25 a cerca de 3 polegadas (0,635 a 7,62 cm), ou de 0,5 a 2 polegadas (1,27 a 5 cm).
Como mostrado na FIG. 1, uma corrente de meio de transferência de calor aquecido (HTM) pode entrar no lado do casco do trocador de calor 12 e pelo menos parcialmente circunda pelo menos uma parte dos tubos trocadores de calor de modo a aquecer o meio de reação que flui através dele. Em uma forma de realização da presente invenção, o coeficiente de transferência de calor associado com o aquecimento do meio de reação no trocador de calor 12 pode estar na faixa de cerca de 0,5 a cerca de 200 BTU por hora per 0F per pé quadrado (BTU/h-°F-ft2) (cerca de 2,4x10"4 a cerca de 9,8x10 2 kcal/h.°C.cm2), cerca de 5 a cerca de 100 BTU/h-°F-ft2 (cerca de 2,4x10"3 a cerca de 4,9x10"2 kcal/h.°C.cm2), ou de 10 a 50 BTU/h-°F-ft2 (cerca de 4,9x10"3 a cerca de 2,4x10"2 kcal/h.°C.cm2). A quantidade total de calor transferida para o meio de reação no trocador de calor 12 pode estar na faixa de cerca de 100 a cerca de 5.000 BTU per libra de meio de reação (BTU/lb) (cerca de 55,55 a cerca de 2778 kcal/h), cerca de 400 a cerca de 2.000 BTU/lb (cerca de 222,2 a cerca de 1111,1 kcal/h), ou de 600 a 1.500 BTU/lb (333,3 a 833,3 kcal/h).
Como representado na FIG. 1, o produto parcialmente esterificado que sai do trocador de calor 12 através da saída 24 pode ser transportado para o vaso de esterificação 14 através do conduto 112. A corrente parcialmente esterificada no conduto 112 pode ser introduzida dentro do volume interno do vaso de esterificação 14 através de uma entrada de fluido 26. Como debatido anteriormente, no vaso de esterificação 14, a corrente parcialmente esterificada é submetida a outra esterificação e separação de fase. Assim, o volume interno definido dentro do vaso de esterificação pode ser considerado ser uma "segunda zona de esterificação" e/ou uma "zona de separação". Geralmente, o meio de reação no vaso de esterificação 14 flui substancialmente de modo horizontal através do volume interno. Quando o meio de reação flui ao longo da entrada de fluido 26 e sofre esterificação, os subprodutos de vapor escapam da fase líquida e fluem geralmente acima da fase líquida. O produto líquido separado pode sair do vaso de esterificação 14 através de uma saída de líquido 28, enquanto o subproduto de vapor separado pode sair do vaso de esterificação 14 através da saída de vapor 30.
A reação de esterificação realizada no vaso de esterificação 14 pode aumentar a conversão do meio de reação nele processado de modo que o produto líquido que sai da saída de líquido 28 possui uma conversão que é de pelo menos cerca de 1 ponto percentual, pelo menos cerca de 2 pontos percentuais, ou pelo menos 5 pontos percentuais mais elevado do que a conversão da corrente de fluido que entra na entrada de fluido 26. Geralmente, o produto líquido que sai na saída de líquido 28 do vaso de esterificação 14 pode ser de pelo menos cerca de 80 porcento, pelo menos cerca de 85 porcento, pelo menos cerca de 90 porcento, pelo menos 95 porcento, ou pelo menos cerca de 98 porcento.
A conversão alcançada no vaso de esterificação 14 pode ocorrer durante um tempo de residência relativamente curto e com pouco ou nenhum gasto térmico. Por exemplo, o tempo de residência médio do meio de reação no vaso de esterificação 12 pode ser menor do que cerca de 200 minutos, menor do que cerca de 60 minutos, menor do que cerca de 45 minutos, menor do que cerca de 30 minutos, ou menor do que cerca de 15 minutos. Além disso, a quantidade de calor transferida para o meio de reação no vaso de esterificação 14 pode ser menor do que cerca de 100 BTU per libra de meio de reação (BTU/lb) (55,6 kcal/h), menor do que cerca de 20 BTU/lb (11,1 kcal/h), menor do que cerca de 5 BTU/lb (2,8 kcal/h), ou menor do que 1 BTU/lb (0,56 kcal/h).
Com gasto de calor mínimo ou nenhum no vaso de esterificação 14, a temperatura média do produto líquido que sai da saída de líquido 28 do vaso de esterificação 14 pode estar dentro de cerca de 50°C, cerca de 30°C, cerca de 20°C ou 15°C da temperatura média do fluido que entra no vaso de esterificação 14 através da entrada de fluido 26. Geralmente, a temperatura média do produto líquido que sai da saída de líquido 28 do vaso de esterificação 14 pode estar na faixa de cerca de 220°C a cerca de 320°C, cerca de 240°C a cerca de 300°C, ou cerca de 250°C a cerca de 275°C.
Passando agora para a configuração específica do vaso de esterificação 14. Na forma de realização ilustrada na FIG. 1, o vaso de esterificação 14 é um vaso substancialmente vazio, não agitado, não aquecido, geralmente cilíndrico, horizontalmente alongado. O vaso de esterificação 14 pode ter uma relação de comprimento para diâmetro (L:D) de menos do que cerca de 10:1, na faixa de cerca de 1,25:1 a cerca de 8:1, cerca de 1,5:1 a cerca de 6:1, ou 2:1 a 4,5:1. Em uma forma de realização, a entrada de fluido 26, saída de líquido 28, e a saída de vapor 30 são espaçadas uma da outra em uma maneira que fornece esterificação suficiente e intensifica a separação das fases de vapor, líquidas e de espuma. Por exemplo, a saída de líquido 28 e a saída de vapor 30 podem ser horizontalmente espaçadas da entrada de fluido 26 em pelo menos cerca de 1,25D, pelo menos cerca de 1,5D ou pelo menos 2,0D. Além disso, a saída de líquido 28 e a saída de vapor 30 podem ser verticalmente espaçadas uma da outra em pelo menos cerca de 0,5D, pelo menos cerca de 0,75D, ou pelo menos 0,95D.
Como ilustrado na FIG. 1, o vaso de esterificação 14 pode compreender um distribuidor de fluido 32 para auxiliar na distribuição efetiva da alimentação no vaso de esterificação 14. Na forma de realização ilustrada na FIG. 1, o distribuidor de fluido é simplesmente um tubo que se prolonga substancialmente de modo horizontal tendo uma extremidade distai dobrada para baixo que define a entrada de fluido 26 com uma orientação voltada para baixo. Alternativamente, o distribuidor de fluido 32 pode definir uma pluralidade de aberturas para descarregar a alimentação parcialmente esterificada em múltiplos locais horizontalmente espaçados no vaso de esterificação 14. Em uma forma de realização da presente invenção, a profundidade média do meio de reação no vaso de esterificação 14 é mantida em menos do que cerca de 0,75D, menos do que 0,50D, menos do que cerca de 0,25D ou menos do que 0,15D quando percorre substancialmente de modo horizontal através do vaso de esterificação 14.
Como mostrado na FIG. 1, após entrar no vaso de esterificação 14, o meio de reação que sai do distribuidor de fluido 32 pode começar a fazer espuma quando as bolhas de vapor se separam da parte líquida do meio de reação. Geralmente, a produção de espuma pode diminuir ao longo do comprimento do vaso de esterificação 14 quando o vapor se separa da fase líquida do meio de reação de modo que, em uma forma de realização, substancialmente nenhuma espuma sai da saída de líquido 28 e/ou saída de vapor 30 do vaso de esterificação 14. Para ajudar a garantir que substancialmente nenhuma espuma
saia da saída de vapor 30 do vaso de esterifícação 14, uma placa defletora que se estende para baixo 34 pode ser empregada no vaso de esterifícação 14. A placa defletora geralmente pode estar disposta entre a entrada de fluido 26 e a saída de vapor 30 do vaso de esterifícação 14, mas mais próxima da saída de vapor 30 do que da entrada de fluido 26. A placa defletora 34 pode se prolongar para baixo, a partir da parte superior do vaso de esterifícação 14 próxima a saída de vapor 30 e pode funcionar para fisicamente bloquear o fluxo de espuma, se houver, em direção à saída de vapor 30. Em uma forma de realização da presente invenção, a placa defletora 34 pode apresentar uma borda inferior verticalmente espaçada pelo menos cerca de 0,25D, pelo menos cerca de 0,5D ou pelo menos 0,75D a partir da parte inferior do vaso de esterifícação 14. Na forma de realização ilustrada na FIG. 1, a placa defletora inclui uma parte prolongada para baixo 36 e uma parte prolongada lateralmente 38. A parte prolongada para baixo 36 pode se estender para baixo a partir de um local próximo da saída de vapor 30, enquanto a parte prolongada lateralmente 38 pode se estender transversalmente a partir da extremidade inferior da parte prolongada para baixo 36 em um local geralmente sob a saída de vapor 30.
O volume interno total definido dentro do vaso de esterifícação 14 pode depender de vários fatores, incluindo, por exemplo, os requisitos hidrodinâmicos globais do sistema de esterificação 10. Em uma forma de realização da presente invenção, o volume interno total do vaso de esterificação 14 pode ser pelo menos cerca de 25 porcento, pelo menos cerca de 50 porcento, pelo menos cerca de 75 porcento, pelo menos cerca de 100 porcento ou pelo menos 150 porcento do volume interno total do circuito de recirculação 18, descrito com maiores detalhes abaixo. Em mais uma outra forma de realização da presente invenção, o volume interno total do vaso de esterificação 14 pode ser pelo menos cerca de 25 porcento, pelo menos cerca de 50 porcento, pelo menos cerca de 75 porcento, ou pelo menos 150 porcento do volume interno agregado do circuito de recirculação 18, da passagem de fluxo dentro do trocador de calor 13 e do conduto do produto 112.
Referindo-se novamente à FIG. 1, um produto de éster líquido pode sair da saída de líquido 28 do vaso de esterificação 14 e pode depois disso ser introduzido no circuito de recirculação 18. O circuito de recirculação 18 define uma passagem de fluxo a partir da saída de líquido 28 do vaso de esterificação 14 até a entrada 22 do trocador de calor 12. O circuito de recirculação 18 geralmente compreende um conduto de produto líquido 114, uma bomba de recirculação 40, um conduto de descarga de bomba 116, conduto de recirculação 100, redutor de pressão 20, e conduto de alimentação 110. O produto de éster líquido descarregado do vaso de esterificação 14 pode fluir inicialmente através do conduto de produto 114 para a sucção da bomba de recirculação 40. A corrente que sai da bomba 40 pode ser passada através do conduto de descarga da bomba 116 e, posteriormente, dividida em uma parte de produto transportada através do conduto do produto de éster 118 e uma parte de recirculação transportada através do conduto de recirculação 100. A divisão da corrente que sai da bomba 40 pode ser realizada de modo que a relação da vazão de massa da parte de recirculação no conduto 100 para a vazão de massa da parte do produto no conduto 118 pode estar na faixa de cerca de 0,25:1 a cerca de 30:1, cerca de 0,5:1 a cerca de 20:1, ou 2:1 a 15:1. Como anteriormente debatido, a parte de recirculação no conduto 100 pode eventualmente ser empregada como o aparelho alimentador para o trocador de calor 12, após a adição do álcool de recirculação através do conduto 102, álcool novo através do conduto 104, aditivo(s) através do conduto 106, e/ou ácido através do conduto 108.
A parte do produto do produto de éster líquido no conduto 118 pode ser enviada para um local a jusante para outro processamento, armazenagem ou outro uso. Em uma forma de realização, pelo menos uma fração da parte do produto no conduto 118 pode ser submetida a outra esterificação em uma segunda zona de esterificação. Em uma outra forma de realização, pelo menos uma fração da parte do produto no conduto 118 pode ser submetida à policondensação em uma zona de policondensação a jusante. Como ilustrado na FIG. 1, a corrente de vapor que sai da saída
de vapor 30 do vaso de esterificação 14 através do conduto 120 pode ser enviada para uma entrada de fluido 42 da coluna de destilação 16. A corrente de subproduto de vapor no conduto 120 pode compreender água e álcool. A água e o álcool podem ser substancialmente separados um do outro na coluna de destilação 16, para desse modo produzir uma corrente de vapor superior predominantemente de água que sai da coluna de destilação 16 através da saída inferior 46. A coluna de destilação 16 pode ser qualquer dispositivo capaz de separar uma corrente em um produto superior predominantemente de vapor e um produto inferior predominantemente líquido com base nas volatilidades relativas dos componentes da corrente de alimentação. A coluna de destilação 16 pode compreender internos tais como, por exemplo, bandejas, recheio aleatório, recheio estruturado, ou qualquer combinação destes.
De acordo com uma forma de realização da presente invenção, a corrente de vapor superior predominantemente de água que sai da coluna de destilação 16 através da saída superior 44 pode compreender pelo menos cerca de 50 porcento molar, pelo menos cerca de 60 porcento molar, ou pelo menos 75 porcento molar. O produto de vapor superior descarregado da saída 44 da coluna de destilação 16 pode ser encaminhado através do conduto 122 para subseqüente processamento, armazenagem ou eliminação, tal como, por exemplo, uma unidade de processamento de águas residuais ou um meio de eliminação que emprega, por exemplo, incineração.
A corrente de líquido inferior predominantemente de álcool que sai da coluna de destilação 14 através da saída inferior 46 pode compreender pelo menos cerca de 50 porcento molar, pelo menos cerca de 60 porcento molar, ou pelo menos 75 porcento molar de álcool (por exemplo, etileno glicol). Em uma forma de realização da presente invenção, a corrente predominantemente de álcool retirada da saída inferior 46 da coluna de destilação 16 pode ter uma temperatura de pelo menos cerca de 150°C, na faixa de cerca de 175°C a cerca de 230°C, ou 190°C a 230°C e uma pressão na faixa de cerca de 0,25 psig (1,72 kPa man.) a cerca de 50 psig (344,7 kPa man.), cerca de 0,5 psig (3,45 kPa man.) a cerca de 35 psig (241,3 kPa man.), ou 1 psig (6,9 kPa man.) a 25 psig (172,4 kPa man.). Como mostrado na FIG. 1, a corrente de líquido descarregada da saída inferior 46 da coluna de destilação pode ser transportada em conduto de líquido separado 124 e, depois disso, dividida em uma parte de álcool recirculado carregada no conduto 102 e uma parte de álcool recuperado carregada no conduto 126. A corrente de líquido separada do conduto 124 pode ser dividida em uma maneira tal que a vazão de massa do álcool recirculado no conduto 102 pode ser de pelo menos cerca de 25 porcento, pelo menos cerca de 50 porcento ou pelo menos 75 porcento da vazão de massa do produto de líquido separado no conduto 124. O álcool recuperado no conduto 126 pode ser encaminhado para outro processamento, armazenagem ou reutilização. O álcool recirculado no conduto 102 pode ser enviado para o circuito de recirculação 18 para combinação com a parte recirculada do produto de esterificação que flui através do conduto de recirculação 100, como anteriormente descrito.
Os sistemas de esterificação convencionais requerem esfriamento do álcool recirculado antes da reintrodução no produto de éster recirculado. No entanto, de acordo com uma forma de realização da presente invenção, quando combinado com a corrente de produto de esterificação recirculado que flui através do conduto 116 no conduto de recirculação 100, a temperatura da corrente de álcool recirculado não é maior do que cerca de IOO0C, não maior do que cerca de 75°C, não maior do que cerca de 50°C, ou não maior do que 25°C mais fria do que a temperatura da corrente de álcool quando foi retirada da saída inferior 46 da coluna de destilação 16. Em uma forma de realização, a temperatura da corrente de álcool recirculada quando combinada com a corrente de produto de éster recirculado no conduto de recirculação 100 está na faixa de cerca de 190°C a cerca de 250°C, cerca de 200°C a cerca de 235°C, ou de 205°C a 220°C.
Faixas Numéricas
A presente descrição utiliza faixas numéricas para quantificar certos parâmetros em relação à invenção. Deve ficar entendido que quando as 20 faixa numéricas são fornecidas, tais faixas devem ser interpretados como fornecendo suporte literal para limitações de reivindicação que apenas recitam o valor mais baixo da faixa, assim como limitações de reivindicação que apenas recitam o valor mais alto da faixa. Por exemplo, uma faixa numérica divulgada de 10 a 100 fornece suporte literal para uma reivindicação que 25 recita “maior do que 10” (sem limites superiores) e uma reivindicação que recita “menor do que 100” (sem limites inferiores).
Definições
Como aqui usado, os termos “um”, “uma”, “o”, “a” e “dito” significam um ou mais. Como aqui usado, o termo “e/ou”, quando usado em uma lista de dois ou mais itens, significa que qualquer um dos itens listados pode ser empregado por si mesmo, ou qualquer combinação de dois ou mais dos itens listados pode ser empregada. Por exemplo, se uma composição for descrita como contendo os componentes A, B e/ou C, a composição pode conter A isoladamente; B isoladamente; C isoladamente; AeB em combinação; AeC em combinação; BeC em combinação; ou A, B e C em combinação.
Como aqui usado, os termos “compreendendo”, “compreende” e “compreendem” são termos de transição final abertos usados para a transição de um tema recitado antes do termo para um ou mais elementos recitados após o termo, onde o elemento ou elementos listados após o termo de transição não são necessariamente os únicos elementos que compõem o tema.
Como aqui usado, os termos “contendo”, “contém” e “contêm” possuem o mesmo significado final aberto como “compreendendo”, “compreende” e “compreendem” fornecidos abaixo.
Como aqui usado, o termo “separação destilativa” se refere à separação de uma ou mais substâncias químicas de uma ou mais de outras substâncias químicas com base nas volatilidades relativas das substâncias sendo separadas.
Como aqui usado, os termos “tendo”, “tem” e “têm” possuem o mesmo significado final aberto como “compreendendo”, “compreende” e “compreendem” fornecidos acima.
Como aqui usado, os termos “incluindo”, “inclui” e “incluem” possuem o mesmo significado final aberto como “compreendendo”, “compreende” e “compreendem” fornecidos acima.
Como aqui usado, o termo “meio de reação” se refere a uma mistura de materiais de partida, monômero, oligômero e/ou polímero.
Como aqui usado, o termo “resíduo” se refere ao componente que é o produto resultante da espécie química em um esquema de reação particular ou subseqüente formulação ou produto químico, independente se o componente for realmente obtido da espécie química.
Reivindicações não Limitadas às Formas de Realização Divulgadas As formas preferidas da invenção descritas acima devem ser
usadas somente como ilustração, e não devem ser usadas em um sentido limitativo para interpretar o escopo da presente invenção. Modificações às formas de realização exemplares, apresentadas acima, podem ser facilmente efetuadas por aqueles versados na técnica sem divergir do espírito da presente invenção.
Os inventores por meio desta expõem seu intento de contar com a Doutrina de Equivalentes para determinar e avaliar o escopo razoavelmente claro da presente invenção como pertencendo a qualquer aparelho que materialmente não se afaste para fora do escopo literal da invenção como apresentado nas reivindicações que seguem.

Claims (19)

1. Processo para produção de poliéster, caracterizado pelo fato de que compreende: submeter um meio de reação à esterificação em uma zona de esterificação definida dentro de um vaso de esterificação, em que dito vaso de esterificação possui uma relação de comprimento para diâmetro (L:D) menor do que cerca de 10:1, em que dito meio de reação flui substancialmente de modo horizontal através de dito vaso de esterificação.
2. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que ainda compreende, opcionalmente, agitar dito meio de reação em dito vaso de esterificação, em que menos do que cerca de 50 porcento da agitação é fornecida por agitação mecânica.
3. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que dito vaso de esterificação é horizontalmente alongado e possui uma relação de L:D na faixa de cerca de 1,5:1 a cerca de 6:1, em que a profundidade média de dito meio de reação em dito vaso de esterificação é menor do que cerca de 0,5D.
4. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que dito meio de reação entra em dito vaso de esterificação através de uma entrada de fluido e sai de dito vaso de esterificação através de uma saída de líquido, em que dita saída de líquido é horizontalmente espaçada de dita entrada de fluido em pelo menos 1,25D.
5. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que ainda compreende o aquecimento de dito meio de reação em um trocador de calor antes da introdução em dito vaso de esterificação, em que a conversão de dito meio de reação aumenta em pelo menos 5 pontos percentuais em dito trocador de calor.
6. Processo de acordo com a reivindicação 5, caracterizado pelo fato de que o tempo de residência de dito meio de reação em dito trocador de calor é menor do que cerca de 60 minutos.
7. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que ainda compreende o transporte de pelo menos uma parte de uma fase líquida de dito meio de reação a partir de uma saída de líquido de dito vaso de esterificação até uma entrada de fluido de dito vaso de esterificação através de um circuito de recirculação.
8. Processo de acordo com a reivindicação 7, caracterizado pelo fato de que dito circuito de recirculação inclui um trocador de calor para o aquecimento de dito meio de reação antes da introdução em dito vaso de esterificação e uma bomba de recirculação para bombear dita pelo menos uma parte de dita fase líquida.
9. Processo de acordo com a reivindicação 7, caracterizado pelo fato de que ainda compreende retirar uma parte do produto de dita fase líquida de dito circuito de recirculação e submeter pelo menos uma fração de referida parte do produto a outra esterificação em uma zona de esterificação a jusante e/ou submeter referida parte do produto à policondensação em uma zona de policondensação a jusante.
10. Processo de acordo com a reivindicação 7, caracterizado pelo fato de que ainda compreende a introdução de ácido tereftálico e etileno glicol em dito circuito de recirculação.
11. Processo para produção de poliéster, caracterizado pelo fato de que compreende: (a) submeter um meio de reação à esterificação em um reator de esterificação para desse modo produzir um primeiro produto; (b) introduzir pelo menos uma parte de dito primeiro produto em um vaso de separação; (c) retirar os produtos de líquido e vapor separados de dito vaso de separação; e (d) encaminhar pelo menos uma parte da fase líquida retirada de volta a dito primeiro reator de esterificação através de um circuito de recirculação, em que o volume interno definido por dito vaso de separação é de pelo menos cerca de 50 porcento do volume interno combinado definido por dito circuito de recirculação e dito reator de esterificação.
12. Processo de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de que o volume interno definido por dito vaso de separação é de pelo menos cerca de 150 porcento do volume interno combinado definido por dito circuito de recirculação e dito reator de esterificação; e em que dito vaso de separação é horizontalmente alongado e possui uma relação de comprimento para diâmetro (L:D) na faixa de cerca de 1,25 a cerca de 8:1; e em que dito meio de reação é aquecido em pelo menos 50 0F (IO0C) em referido reator de esterificação.
13. Processo de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de que o tempo de residência médio de dito meio de reação em referido reator de esterificação é menor do que cerca de 60 minutos.
14. Aparelho para produção de poliéster, caracterizado pelo fato de que compreende: um vaso de separação que define uma entrada de fluido, uma saída de líquido, e uma saída de vapor, em que dito vaso de separação é alongado juntamente com um eixo substancialmente horizontal, em que dito vaso de separação possui uma relação de comprimento para diâmetro (L:D) de menos do que cerca de 10:1, em que dita entrada de fluido é horizontalmente espaçada de ditas saídas de líquido e vapor em pelo menos cerca de 1,25D, em que ditas saídas de vapor e líquido são verticalmente espaçadas uma da outra em pelo menos cerca de 0,5D.
15. Aparelho de acordo com a reivindicação 14, caracterizado pelo fato de que ainda compreende um distribuidor de fluido acoplado a dito vaso de separação em comunicação fluida com dita entrada de fluido, em que referido distribuidor de fluido define pelo menos uma abertura de descarga voltando-se geralmente para baixo.
16. Aparelho de acordo com a reivindicação 14, caracterizado pelo fato de que ainda compreende um reator que define uma entrada de reator, uma saída de reator, e uma passagem de fluxo que se estende a partir de dita entrada de reator até dita saída de reator, em que referida saída de reator é acoplada em comunicação fluida com referida entrada de fluido, em que o volume definido dentro de dito vaso de separação é maior do que o volume definido em dita passagem de fluxo.
17. Aparelho de acordo com a reivindicação 16, caracterizado pelo fato de que dito reator é um trocador de calor que compreende uma pluralidade de tubos localizados dentro de um casco, em que ditos tubos definem pelo menos uma parte de dita passagem de fluxo.
18. Aparelho de acordo com a reivindicação 17, caracterizado pelo fato de que ainda compreende um circuito de recirculação para fornecer comunicação fluida entre dita saída de líquido e dita entrada de reator, em que o volume definido dentro de dito vaso de separação é de pelo menos 50 porcento do volume combinado definido em dito circuito de recirculação e dita passagem de fluxo.
19. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1, 11 ou 14, caracterizado pelo fato de que o tempo de residência de dito meio de reação no dito vaso de esterificação é menor do que cerca de 60 minutos.
BRPI0719071A 2006-12-07 2007-12-05 processo para produção de poliéster BRPI0719071B1 (pt)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11/635,360 US7943094B2 (en) 2006-12-07 2006-12-07 Polyester production system employing horizontally elongated esterification vessel
US11/635360 2006-12-07
PCT/US2007/025045 WO2008073288A2 (en) 2006-12-07 2007-12-05 Polyester production system employing horizontally elongated esterification vessel

Publications (2)

Publication Number Publication Date
BRPI0719071A2 true BRPI0719071A2 (pt) 2013-12-03
BRPI0719071B1 BRPI0719071B1 (pt) 2018-10-09

Family

ID=39133838

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
BRPI0719071A BRPI0719071B1 (pt) 2006-12-07 2007-12-05 processo para produção de poliéster

Country Status (14)

Country Link
US (2) US7943094B2 (pt)
EP (1) EP2101911B1 (pt)
CN (1) CN101553309B (pt)
AR (1) AR064172A1 (pt)
BR (1) BRPI0719071B1 (pt)
ES (1) ES2703248T3 (pt)
HU (1) HUE040257T2 (pt)
LT (1) LT2101911T (pt)
MX (1) MX2009005767A (pt)
PL (1) PL2101911T3 (pt)
PT (1) PT2101911T (pt)
SI (1) SI2101911T1 (pt)
TW (1) TWI444227B (pt)
WO (1) WO2008073288A2 (pt)

Families Citing this family (20)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6906164B2 (en) * 2000-12-07 2005-06-14 Eastman Chemical Company Polyester process using a pipe reactor
US7943094B2 (en) 2006-12-07 2011-05-17 Grupo Petrotemex, S.A. De C.V. Polyester production system employing horizontally elongated esterification vessel
US7872089B2 (en) 2007-07-12 2011-01-18 Eastman Chemical Company Multi-level tubular reactor with internal tray
US7868130B2 (en) 2007-07-12 2011-01-11 Eastman Chemical Company Multi-level tubular reactor with vertically spaced segments
US7842777B2 (en) 2007-07-12 2010-11-30 Eastman Chemical Company Sloped tubular reactor with divided flow
US7868129B2 (en) 2007-07-12 2011-01-11 Eastman Chemical Company Sloped tubular reactor with spaced sequential trays
US7858730B2 (en) 2007-07-12 2010-12-28 Eastman Chemical Company Multi-level tubular reactor with dual headers
US7829653B2 (en) 2007-07-12 2010-11-09 Eastman Chemical Company Horizontal trayed reactor
US7872090B2 (en) 2007-07-12 2011-01-18 Eastman Chemical Company Reactor system with optimized heating and phase separation
US7847053B2 (en) 2007-07-12 2010-12-07 Eastman Chemical Company Multi-level tubular reactor with oppositely extending segments
US7834109B2 (en) * 2007-12-07 2010-11-16 Eastman Chemical Company System for producing low impurity polyester
CN102861544A (zh) * 2012-09-07 2013-01-09 西南科技大学 一种微波辅助的合成反应装置
TW201507775A (zh) * 2013-03-15 2015-03-01 Invista Tech Sarl 熱虹吸酯化器蒸汽之再利用
CN105246589B (zh) * 2013-03-15 2017-09-08 因温斯特技术公司 热虹吸酯化器
FR3024143B1 (fr) * 2014-07-28 2016-07-15 Arkema France Procede perfectionne de fabrication de (meth)acrylates d'alkyle
BR112017005850A2 (pt) 2014-09-24 2018-02-06 Basf Se processo e aparelho para preparação de um diéster tereftálico.
CN107074720B (zh) * 2014-09-24 2021-01-08 巴斯夫欧洲公司 以反应混合物的循环制备对苯二甲酸二酯的方法
WO2016046118A1 (de) 2014-09-24 2016-03-31 Basf Se Verfahren zur herstellung von terephthalsäurediestern mit rückalkohol-entwässerung
PL3197861T3 (pl) * 2014-09-24 2019-01-31 Basf Se Sposób wytwarzania diestrów kwasu tereftalowego
CN112004857B (zh) * 2018-02-23 2023-11-14 奥升德功能材料运营有限公司 制备聚合物的方法

Family Cites Families (300)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2905707A (en) 1959-09-22 Production of bis
US1422182A (en) 1919-06-05 1922-07-11 Union Carbide Corp Treating gaseous hydrocarbon mixtures
US2361717A (en) 1940-09-12 1944-10-31 Du Pont Process for making polyamides
US2614648A (en) 1948-04-02 1952-10-21 Maloney Crawford Tank & Mfg Co Horizontal oil and gas separator
US2753249A (en) 1950-10-06 1956-07-03 Exxon Research Engineering Co Catalytic polymerization apparatus
US2709642A (en) * 1951-12-03 1955-05-31 Exxon Research Engineering Co Chemical reactor
US2727882A (en) 1952-10-14 1955-12-20 Du Pont Process and apparatus for the continuous polymerization of bis-2-hydroxyethyl terephthalate
US2820815A (en) 1954-04-08 1958-01-21 Exxon Research Engineering Co Synthetic lubricating compositions and process for their preparation
BE540550A (pt) 1954-08-16
NL89785C (pt) 1955-02-09
US2973341A (en) * 1956-01-25 1961-02-28 Glanzstoff Ag Continuous process for production of a polyethylene terephthalate condensate
BE564025A (pt) 1957-01-17
US2829153A (en) * 1957-03-04 1958-04-01 Du Pont Continuous ester interchange process
NL221181A (pt) 1957-09-28
US3254965A (en) * 1958-11-28 1966-06-07 Phillips Petroleum Co Polymerization control apparatus
US3113843A (en) 1959-01-27 1963-12-10 Du Pont Apparatus for separating a vapor from a viscous material such as molten polymer
US3192184A (en) * 1959-03-19 1965-06-29 Du Pont Prepolymerization process
NL255414A (pt) * 1959-08-31
DE1128657B (de) 1960-02-20 1962-04-26 Glanzstoff Ag Vorrichtung zur kontinuierlichen Polykondensation von Diolestern der Terephthalsaeure
US3052711A (en) 1960-04-20 1962-09-04 Du Pont Production of di(beta-hydroxyethyl) terephthalate
US3110547A (en) 1961-07-26 1963-11-12 Du Pont Polymerization process
US3161710A (en) 1961-07-27 1964-12-15 Du Pont Polymerization process for polyester films
GB988548A (en) * 1961-08-30 1965-04-07 Goodyear Tire & Rubber Method for preparing polyester resins
US3250747A (en) 1961-12-07 1966-05-10 Eastman Kodak Co Polyesterification in two evacuated zones separated by a liquid seal
BE632261A (pt) 1962-05-11
NL294427A (pt) * 1962-06-23
LU44479A1 (pt) 1962-09-24 1963-11-21
GB1013034A (en) 1963-01-29 1965-12-15 Goodyear Tire & Rubber Process for preparing resin
NL130338C (pt) 1963-06-11 1900-01-01
US3241926A (en) * 1963-11-15 1966-03-22 Monsanto Co Apparatus for continuously polycondensing polymethylene glycol esters of aromatic dicarboxylic acids
SE315580B (pt) * 1964-06-01 1969-10-06 Monsanto Co
DE1240286B (de) 1965-01-02 1967-05-11 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlichen Emulsions-polymerisation olefinisch ungesaettigter Verbindungen
US3438942A (en) 1965-06-01 1969-04-15 Vickers Zimmer Ag Continuous polyester process
NL131998C (pt) * 1965-06-09
FR1450577A (fr) * 1965-06-09 1966-06-24 Rhone Poulenc Sa Nouveau réacteur étagé
US3442868A (en) * 1965-07-20 1969-05-06 Teijin Ltd Novel process for the preparation of polyester
GB1055918A (en) 1965-11-03 1967-01-18 Metallgesellschaft Ag A method of polycondensing bis(2-hydroxyethyl)-terephthalate and apparatus for performing the same
CH487345A (de) 1965-11-11 1970-03-15 Karl Fischer App Und Rohrleitu Verfahren zur Förderung eines dampfförmigen Stoffes und Anwendung dieses Verfahrens
US3534082A (en) 1965-12-22 1970-10-13 Du Pont Production of bis(2 - hydroxyethyl) terephthalate through ester interchange
ES337977A1 (es) 1966-03-23 1968-03-16 Fiber Industries Inc Un procedimiento para la produccion de polimeros lineales de bajo peso molecular de acido tereftalico y etilenglicol.
GB1122538A (en) 1966-03-31 1968-08-07 Fischer Karl Process for the esterification of terephthalic acid with glycols
US3496220A (en) * 1966-04-04 1970-02-17 Mobil Oil Corp Esterification process
GB1111815A (en) 1966-04-22 1968-05-01 Ici Ltd Polyester preparation
CH465875A (de) * 1966-09-16 1968-11-30 Inventa Ag Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Polyestern
US3590072A (en) * 1966-11-18 1971-06-29 Monsanto Co Method for direct esterification of terephthalic acid with ethylene glycol
US3484410A (en) 1966-11-23 1969-12-16 Allied Chem Process for preparing polyesters with antimony catalysts
US3497473A (en) * 1966-11-29 1970-02-24 American Enka Corp Process for the preparation of polyethylene terephthalate
US3509203A (en) 1966-12-16 1970-04-28 Engels Chemiefaserwerk Veb Transesterification of dicarboxylic alkyl esters with glycols
US3639448A (en) * 1966-12-30 1972-02-01 Mitsubishi Chem Ind Process for producing bis(beta-hydroxyethyl)-terephthalate and/or prepolymer thereof
US3487049A (en) 1967-01-04 1969-12-30 Du Pont Process for producing polyethylene terephthalate
US3496159A (en) 1967-03-27 1970-02-17 Spence & Green Chem Co Esterification of fatty acids of tall oil in a horizontal distillation column and condenser
US3522214A (en) 1967-04-13 1970-07-28 Mobil Oil Corp Process and apparatus for polymerizing liquids
GB1154538A (en) 1967-04-19 1969-06-11 Mobil Oil Corp Esterifying Viscous Reaction Mixtures
US3595846A (en) 1967-05-02 1971-07-27 Michelin & Cie Continuous chemical reactions
US3496146A (en) * 1967-08-23 1970-02-17 Du Pont Preparation of glycol terephthalate linear polyester by direct esterification of terephthalic acid
US4020049A (en) * 1967-09-14 1977-04-26 The Goodyear Tire & Rubber Company Process for preparing polyester resin
US3551396A (en) 1968-01-05 1970-12-29 Gulf Oil Canada Ltd Continuous vinyl polymerization process
NL6809754A (pt) * 1968-04-11 1969-10-14
US3609125A (en) 1968-04-24 1971-09-28 Asahi Chemical Ind Polyesterification process and apparatus
FR1583867A (pt) 1968-05-15 1969-12-05
US3590070A (en) * 1968-06-03 1971-06-29 Celanese Corp Recycle of terephthalic acid in the production of a bis(2-hydroxyalkyl) terephthalate
US3676485A (en) 1968-08-12 1972-07-11 Eastman Kodak Co Method for use in a continuous flow reaction for producing a monomer and or a protopolymer
US3651125A (en) * 1968-08-12 1972-03-21 Eastman Kodak Co Continuous method for formation of a liquid monomer for a condensation polymer
US3646102A (en) * 1968-08-28 1972-02-29 Idemitsu Kosan Co Method for continuously preparing polycarbonate oligomer
NL160174C (nl) * 1968-12-12 1979-10-15 Snia Viscosa Inrichting voor het volumetrisch afvoeren van een viskeuze vloeistof uit een ruimte voor het continu behandelen van polymeren.
CH521400A (de) * 1969-01-24 1972-04-15 Inventa Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polylactamen
US3689461A (en) 1969-09-18 1972-09-05 Allied Chem Process for the preparation of linear condensation polyesters
US3697579A (en) 1969-09-18 1972-10-10 Allied Chem Method of esterifying a polycarboxylic acid with a glycol
DE1957458B2 (de) 1969-11-15 1973-04-19 Chemische Werke Hüls AG, 4370 Mari Vorrichtung zur kontinuierlichen durchfuehrung chemischer umsetzungen in fluessiger phase
BE759208A (fr) * 1969-11-22 1971-05-21 Basf Ag Procede de preparation continue de
GB1277376A (en) 1970-02-02 1972-06-14 Schwarza Chemiefaser A process and a device for the continuous esterification of di-carboxylic acids with alcohols
CH521302A (de) 1970-03-05 1972-04-15 Inventa Ag Verfahren zum kontinuierlichen Umestern von Dicarbonsäurealkylestern mit Diolen
US3927982A (en) 1970-03-18 1975-12-23 Du Pont Recirculating apparatus for continuous esterification reactions
US3644096A (en) * 1970-03-30 1972-02-22 Eastman Kodak Co Apparatus for use in a continuous flow reaction for producing a monomer and/or a protopolymer
US3684459A (en) 1970-08-20 1972-08-15 Phillips Fibers Corp Plug metered evaporative reaction tube
NL7016364A (pt) 1970-10-21 1972-04-25
GB1380266A (en) 1971-05-21 1975-01-08 Agfa Gevaert Process for the semi-continuous preparation of high-molecular weight linear polyesters
DE2145761C3 (de) 1971-09-14 1978-06-15 Davy International Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zur Einführung pulverförmiger Terephthalsäure in ein Reaktionsgemisch aus teilweise mit Diolen veresterter Terephthalsäure
US3740267A (en) * 1971-09-22 1973-06-19 Allied Chem Method of cleaning apparatus used in processing polyethylene terephthalate
US3819585A (en) * 1971-09-30 1974-06-25 Monsanto Co Polyester esterification under two different pressures
GB1395551A (en) * 1971-12-29 1975-05-29 Kanebo Ltd Method of producing polyesters
DE2200832A1 (de) 1972-01-08 1973-07-12 Schwarza Chemiefaser Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von oligomeren des bis - (betahydroxyaethyl) - terephthalates
FR2168990A1 (en) 1972-01-28 1973-09-07 Schwarza Chemiefaser Bis-(beta-hydroxyethyl) terephthalate oligomers prodn - by continuous reaction in stirred still and flow tube
BE780142A (en) 1972-03-02 1972-09-04 Sandoz Sa Polyester prepn - by solid phase condensation in heated tubular reactors under vacuum with opt heated transport screws
DE2227091A1 (de) * 1972-06-03 1973-12-13 Davy Ashmore Ag Verfahren zur herstellung von hochpolymeren, insbesondere spinnfaehigen, polyestermassen
US3841836A (en) 1972-08-10 1974-10-15 Eastman Kodak Co Apparatus for the production of condensation polymers
US4100142A (en) 1972-09-13 1978-07-11 Fiber Industries, Inc. Polyester process and product
US4019866A (en) 1973-03-05 1977-04-26 Du Pont Of Canada Limited Recirculating reaction apparatus for continuous preparation of a polyamide
GB1474524A (pt) * 1973-07-06 1977-05-25
US3927983A (en) 1973-09-19 1975-12-23 Monsanto Co Continuous staged isobaric stirred polymerization apparatus
GB1486409A (en) 1973-11-06 1977-09-21 Agfa Gevaert Process for the preparation of high-molecular weight polyesters
CA1024294A (en) * 1974-02-27 1978-01-10 Baden M. Pinney Control in preparing polyamides by continuous polymerization
US4077945A (en) * 1974-03-23 1978-03-07 Zimmer Aktiengesellschaft Process for making linear polyesters from ethylene glycol and terephthalic acid
DE2443566A1 (de) 1974-09-12 1976-04-01 Basf Ag Verfahren zum kontinuierlichen herstellen von polyamiden
DE2449162A1 (de) 1974-10-16 1976-04-22 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von linearen polyestern
DE2504258A1 (de) 1975-02-01 1976-08-05 Dynamit Nobel Ag Verfahren und apparatur zur herstellung von oligomeren alkylenterephthalaten
US4148693A (en) * 1975-02-26 1979-04-10 Williamson William R Horizontal cylindrical distillation apparatus
FR2302778A1 (fr) 1975-03-05 1976-10-01 Rhone Poulenc Ind Appareil et procede de preparation de polyesters
DE2514116C3 (de) 1975-03-29 1983-03-17 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von linearen, hochmolekularen Polybutylenterephthalaten
JPS51127031A (en) * 1975-04-23 1976-11-05 Fuji Photo Film Co Ltd Preparation of polyethylene terephthalate
US4028307A (en) * 1975-05-30 1977-06-07 Fiber Industries, Inc. Preparation of polyesters using salts of substituted quaternary ammonium bases
US4032563A (en) * 1975-09-02 1977-06-28 Standard Oil Company Process for the recovery of high purity diesters of terephthalic or isophthalic acids
US4118582A (en) 1975-10-28 1978-10-03 E. I. Du Pont De Nemours And Company Purification of spent ethylene glycol
DE2559290B2 (de) 1975-12-31 1979-08-02 Davy International Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von hochmolekularem PoIyäthylenterephthalat
US4079046A (en) * 1976-06-03 1978-03-14 Monsanto Company, St. Louis, Missouri Multiple polyesterification process
JPS52150496A (en) 1976-06-09 1977-12-14 Mitsubishi Gas Chem Co Inc Preparation of polycaronate oligomers
US4046718A (en) 1976-06-17 1977-09-06 The Dow Chemical Company Polymerization method employing tubular reactor
US4089888A (en) * 1976-07-12 1978-05-16 Idemitsu Petrochemical Co. Ltd. Method for producing a polycarbonate oligomer
US4097468A (en) 1977-03-15 1978-06-27 Allied Chemical Corporation Process for preparing polyesters
US4146729A (en) * 1977-04-07 1979-03-27 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for preparing poly(ethylene terephthalate)
US4110316A (en) 1977-04-14 1978-08-29 E. I. Du Pont De Nemours And Company Improved process for preparing poly(ethylene terephthalate)
GB1558910A (en) 1977-05-04 1980-01-09 Bayer Ag Continuous process for the production of polybutylene terephthalates
DE2719967A1 (de) 1977-05-04 1978-11-09 Bayer Ag Kontinuierliches verfahren zur durchfuehrung von stofftransportbedingten reaktionen
IT1097584B (it) 1977-08-24 1985-08-31 Basf Ag Processo ed apparecchio per la preparazione di poliesteri macronolecolari linerai
CA1115446A (en) 1977-12-16 1981-12-29 Lawrence E. Shelley Process
US4365078A (en) 1977-12-16 1982-12-21 The Goodyear Tire & Rubber Company Process for charging dry terephthalic acid into a reactor
US4200145A (en) 1978-01-12 1980-04-29 The Badger Company, Inc. Method of preheating a liquid reaction mass of polyolefin dissolved in liquid monomer
US4196168A (en) 1978-05-05 1980-04-01 Eastman Kodak Company Sloped tray arrangement for polymerization reactor
US4230818A (en) 1979-03-01 1980-10-28 The Goodyear Tire & Rubber Company Reduction of glycol ethers in polyesters
US4254246A (en) * 1979-03-26 1981-03-03 Davy International Ag Column system process for polyester plants
PL127634B1 (en) 1979-05-23 1983-11-30 Inst Chemii Przemyslowej Continuous process for manufacturing polyesters and apparatus therefor
US4238593B1 (en) 1979-06-12 1994-03-22 Goodyear Tire & Rubber Method for production of a high molecular weight polyester prepared from a prepolymer polyester having an optional carboxyl content
US4223124A (en) 1979-06-22 1980-09-16 The Goodyear Tire & Rubber Company Method for producing polyesters containing low amounts of ether by-products
JPS5645704A (en) 1979-09-21 1981-04-25 Hitachi Ltd Method and apparatus for removal of volatile substances from high-viscous substance
BR7906279A (pt) 1979-10-01 1981-04-07 Nippon Ester Co Ltd Apereicoamento em processo continuo para produzir poliester e em processo para produzir uma fibra fiada a partir de polimero de poli(tereftalato de etileno)
US4452956A (en) 1979-11-09 1984-06-05 Union Carbide Corporation Discrete spiral flow imparting device
SU973552A1 (ru) 1980-02-12 1982-11-15 Всесоюзный научно-исследовательский институт синтетических волокон Непрерывный способ получени полиэтилентерефталата
US4289871A (en) 1980-03-27 1981-09-15 Allied Chemical Corporation Method to increase reactor capacity for polycondensation of polyesters
JPS57101A (en) * 1980-06-04 1982-01-05 Mitsui Petrochem Ind Ltd Method and apparatus for polymerization
DE3025574A1 (de) 1980-07-05 1982-02-04 Bayer Ag, 5090 Leverkusen Verfahren zur herstellung von polyestern
DE3029907A1 (de) 1980-08-07 1982-03-18 Hoechst Ag, 6000 Frankfurt Kontinuierliches verfahren und vorrichtung zur herstellung eines vinylchlorid-polymerisates in waessriger suspension
DE3047474C2 (de) * 1980-12-17 1983-05-11 Didier Engineering Gmbh, 4300 Essen Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polyestern
US4499226A (en) * 1981-03-20 1985-02-12 The Goodyear Tire & Rubber Company High clarity colorless polyesters
US4346193A (en) 1981-05-04 1982-08-24 Atlantic Richfield Company Continuous process for making star-block copolymers
JPS5823829A (ja) 1981-07-17 1983-02-12 イ−・アイ・デユポン・デ・ニモアス・アンド・カンパニ− 合成重合体仕上げ装置
US4410750A (en) 1981-12-14 1983-10-18 Exxon Research And Engineering Co. Preparation of linear olefin products
US4708686A (en) 1982-02-22 1987-11-24 Smith Samuel C Eccentrically weighted rolling device returns uphill
PL136188B1 (en) 1982-04-16 1986-02-28 Inst Chemii Przemyslowej Continuous process for manufacturing polyesters and apparatus therefor
US4529787A (en) 1982-06-15 1985-07-16 S. C. Johnson & Son, Inc. Bulk polymerization process for preparing high solids and uniform copolymers
US5236558A (en) 1982-09-23 1993-08-17 Allied-Signal Inc. Method to recycle spent ethylene glycol
US4542196A (en) 1982-09-24 1985-09-17 Cosden Technology, Inc. Process for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4548788A (en) 1982-09-24 1985-10-22 Cosden Technology, Inc. Apparatus for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4555384A (en) 1982-09-24 1985-11-26 Cosden Technology, Inc. Apparatus for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4551510A (en) 1982-09-24 1985-11-05 Cosden Technology, Inc. Process for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4551309A (en) 1982-09-24 1985-11-05 Cosden Technology, Inc. Apparatus for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4550149A (en) 1982-09-24 1985-10-29 Cosden Technology, Inc. Process for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
DE3235531A1 (de) 1982-09-25 1984-03-29 Chemische Werke Hüls AG, 4370 Marl Verfahren zur veresterung von essigsaeure mit alkoholen, die 4 und mehr c-atome enthalten, sowie mit glykolethern
US4440924A (en) * 1982-10-05 1984-04-03 Toyo Boseki Kabushiki Kaisha Process for production of polyester
US4831108A (en) * 1983-02-16 1989-05-16 Amoco Corporation Polycondensation process with mean dispersion residence time
US5002116A (en) 1983-08-15 1991-03-26 Airxchange, Inc. Rotary heat regenerator
US4588560A (en) 1984-06-29 1986-05-13 Mobil Oil Corporation Hydroprocessing reactor for catalytically dewaxing liquid petroleum feedstocks
JPH0641513B2 (ja) 1984-11-20 1994-06-01 三菱レイヨン株式会社 ポリエステルの製造法
US4554343A (en) 1984-11-23 1985-11-19 Eastman Kodak Company Process for the production of high molecular weight polyester
US4675377A (en) 1985-03-11 1987-06-23 General Electric Company Process for continuous preparation of polyphenylene oxide in agitated reaction zones
US4680345A (en) 1985-06-05 1987-07-14 Toyo Boseki Kabushiki Kaisha Continuous production of elastic polyesters
DE3544551C2 (de) 1985-12-17 2002-02-28 Zimmer Ag Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von hochmolekularem Polybutylenterephthalat
US4670580A (en) 1986-03-31 1987-06-02 Celanese Corporation Process for preparing oligomeric glycol esters of dicarboxylic acids
US4721575A (en) * 1986-04-03 1988-01-26 Vertech Treatment Systems, Inc. Method and apparatus for controlled chemical reactions
EP0254304B1 (en) 1986-07-25 1994-09-21 Dainippon Ink And Chemicals, Inc. Process for producing high impact styrene resin by continuous bulk polymerization
US4732387A (en) * 1987-09-16 1988-03-22 Elinski Joseph C Dispensing container
DE3820362A1 (de) 1988-06-15 1990-03-15 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von linearen thermoplastischen polyestern
US4952302A (en) 1988-09-27 1990-08-28 Mobil Oil Corporation Vapor/liquid distributor and use thereof
US5041525A (en) 1988-09-30 1991-08-20 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for manufacture of shaped polyethylene terephthalate structures in the presence of molecular sieve catalyst
US5413861A (en) * 1988-10-17 1995-05-09 Dextor Corporation Semiconductor device encapsulated with a flame retardant epoxy molding compound
US5194525A (en) * 1988-12-12 1993-03-16 Dainippon Ink And Chemicals, Inc. Continuous mass polymerization process for making styrene copolymers
BR9007038A (pt) 1989-01-17 1991-11-12 Davy Mckee London Processo e aparelho
US5162488A (en) 1989-05-22 1992-11-10 Hoechst Celanese Corporation Catalyst system and process for preparing polyethylene terephthalate
JP2893902B2 (ja) * 1989-10-19 1999-05-24 三菱化学株式会社 オレフィンのヒドロホルミル化法
FR2660663B1 (fr) * 1990-04-05 1993-05-21 Rhone Poulenc Fibres Procede pour l'obtention de polyterephtalate d'ethylene modifie, fibres exemptes de boulochage issues du polymere ainsi modifie.
US5110325A (en) * 1990-04-20 1992-05-05 Lerner Bernard J Recycle spray gas-liquid contactor
US5037955A (en) 1990-06-07 1991-08-06 The Dow Chemical Company Method for heating a viscous polyethylene solution
US5245057A (en) 1990-07-20 1993-09-14 The Dow Chemical Company Horizontal continuous reactor and processes
US5064935A (en) 1990-08-01 1991-11-12 E. I. Dupont De Nemours And Company Continuous process for preparing poly(butylene terephthalate) oligomer or poly(butylene isophthalate) oligomer
KR940009419B1 (ko) 1991-02-07 1994-10-13 한국과학기술연구원 색조가 우수한 폴리에스테르의 제조방법
DE69214686T2 (de) * 1991-02-28 1997-06-05 Agfa Gevaert Nv Verfahren zur Herstellung von Polyestern mit verbesserter thermooxydativer Stabilität
DE69225512T2 (de) 1991-02-28 1998-12-17 Agfa-Gevaert N.V., Mortsel Verfahren zur Herstellung von Polyestern mit erhöhter elektrischer Leitfähigkeit
US5202463A (en) * 1991-09-10 1993-04-13 Arco Chemical Technology, L.P. Process for the preparation of a glycol ether ester
JPH05222180A (ja) 1992-02-17 1993-08-31 Fuji Photo Film Co Ltd ポリエステルの製造法
DE4235785A1 (de) 1992-10-23 1994-05-11 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Polymerisation
DE4240588A1 (de) * 1992-12-03 1994-06-09 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von Polycarbonaten
US5650536A (en) 1992-12-17 1997-07-22 Exxon Chemical Patents Inc. Continuous process for production of functionalized olefins
US5324853A (en) 1993-01-19 1994-06-28 Exxon Chemical Patents Inc. Process for the production of plasticizer and polyolesters
US5385773A (en) * 1993-04-27 1995-01-31 Eastman Chemical Company Copolyester of cyclohexanenedimethanol and process for producing such polyester
US5294305A (en) * 1993-05-06 1994-03-15 Mobile Process Technology, Inc. Ethylene glycol recovery process
US5340907A (en) 1993-06-28 1994-08-23 Eastman Chemical Company Copolyester of cyclohexanedimethanol and process for producing such polyester
JP3309502B2 (ja) * 1993-07-12 2002-07-29 大日本インキ化学工業株式会社 生分解性ポリエステル系ポリマーの連続製造法
US5411665A (en) * 1993-07-20 1995-05-02 Scraggs; Charles R. Methods for reducing and separating emulsions and homogeneous components from contaminated water
US5599900A (en) 1993-10-18 1997-02-04 E. I. Du Pont De Nemours And Company Polyesters production process
US5434239A (en) 1993-10-18 1995-07-18 E. I. Du Pont De Nemours And Company Continuous polyester process
EP0931787A1 (de) * 1993-11-02 1999-07-28 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von Maleinamidsäure
US5392801A (en) 1993-12-21 1995-02-28 Hannoosh; Mitchell M. Self righting walking cane
TW330940B (en) * 1993-12-22 1998-05-01 Mitsui Petroleum Chemicals Ind A method of manufacturing polyesters
ES2123090T3 (es) 1993-12-27 1999-01-01 Shinetsu Chemical Co Aparato de polimerizacion y procedimiento para producir un polimero de tipo cloruro de vinilo con tal aparato.
CA2139061C (en) 1993-12-28 1998-12-08 Mitsui Chemicals, Inc. Process for preparing polyester
US5466419A (en) 1994-05-02 1995-11-14 Yount; Thomas L. Split flow reactor trays for vertical staged polycondensation reactors
US5464590A (en) 1994-05-02 1995-11-07 Yount; Thomas L. Reactor trays for a vertical staged polycondensation reactor
JP2615424B2 (ja) 1994-05-26 1997-05-28 工業技術院長 流下薄膜式触媒反応方法および装置
DE4419397A1 (de) 1994-06-03 1995-12-14 Zimmer Ag Verfahren zur mehrstufigen Vakuumerzeugung bei der Polyester-Herstellung
US5811496A (en) 1995-12-21 1998-09-22 E.I. Du Pont De Nemours And Company Process for polymerization of polyester oligomers
US5476919A (en) 1995-02-21 1995-12-19 Minnesota Mining And Manufacturing Company Process for esterification
US5466765A (en) 1995-03-09 1995-11-14 Eastman Chemical Company Vaccum system for controlling pressure in a polyester process
DE19511483A1 (de) 1995-03-29 1996-10-02 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von thermoplastischem Polycarbonat
JPH08283394A (ja) 1995-04-10 1996-10-29 Mitsui Petrochem Ind Ltd ポリエチレンテレフタレートの製造方法
DE19524181A1 (de) * 1995-07-03 1997-01-09 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polymeren
DE19524180A1 (de) * 1995-07-03 1997-01-09 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polymeren
DE19525579C1 (de) 1995-07-13 1996-12-19 Rieter Automatik Gmbh Autoklav zur Herstellung von Kunststoffen
DE59504339D1 (de) * 1995-07-26 1999-01-07 Sulzer Chemtech Ag Verfahren und Einrichtung zum Durchführen einer Polymerisation in einem Rohrreaktor
DE19530765A1 (de) * 1995-08-22 1997-02-27 Basf Ag Kontinuierliches Verfahren zur Herstellung von expandierbaren Styrolpolymerisaten
DE19537930B4 (de) 1995-10-12 2006-02-23 Zimmer Ag Verfahren zur Herstellung von klarsichtigem Polyester
US5816700A (en) 1995-10-26 1998-10-06 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process and apparatus for mechanically mixing polymers and lower viscosity fluids
US5786443A (en) 1995-12-14 1998-07-28 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process of making polyester prepolymer
TW381104B (en) 1996-02-20 2000-02-01 Eastman Chem Co Process for preparing copolyesters of terephthalic acid, ethylene glycol, and 1,4-cyclohexanedimethanol
DE19608614A1 (de) * 1996-03-06 1997-09-11 Basf Ag Verfahren zur Aufarbeitung von Dihydroxyverbindungen enthaltenden Rückständen
DE19618678A1 (de) * 1996-05-09 1997-11-13 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Polystyrol durch kontinuierliche anionische Polymerisation
US5898058A (en) * 1996-05-20 1999-04-27 Wellman, Inc. Method of post-polymerization stabilization of high activity catalysts in continuous polyethylene terephthalate production
DE19634450A1 (de) 1996-08-26 1998-03-05 Basf Ag Vorrichtung zur kontinuierlichen Durchführung chemischer Reaktionen
US5922828A (en) 1996-09-03 1999-07-13 Hoechst Celanese Corp. Process for producing polyethylene terephthalate using a specific catalyst stabilizer system
TW541321B (en) 1996-09-04 2003-07-11 Hitachi Ltd Process and apparatus for continuous polycondensation
JP3836228B2 (ja) 1996-12-26 2006-10-25 三井化学株式会社 分離流による重合方法
US6103859A (en) 1997-04-09 2000-08-15 Eastman Chemical Company Late addition of supplemental ethylene glycol in the preparation of copolyesters
TW482790B (en) 1997-05-06 2002-04-11 Teijin Ltd Method for continuous production of polyester
US5932105A (en) 1997-10-01 1999-08-03 Mobile Process Technology, Co. Method of polyester manufacturing using crossflow membrane filtration
US5860552A (en) * 1997-11-10 1999-01-19 International Paper Company Self righting liquid container
US5889127A (en) * 1997-11-18 1999-03-30 Daicel Chemical Industries, Ltd. Continuous process for the preparation of a polyester-based polymer
BE1011577A3 (fr) 1997-11-27 1999-11-09 Solvay Catalyseur d'epoxydation, son utilisation et procede d'epoxydation en presence de catalyseur.
ID21405A (id) * 1997-12-02 1999-06-03 Mitsubishi Chem Corp Poliester, produk cetakan hembus regangnya dan metoda untuk memproduksi poliester
US6029956A (en) 1998-02-06 2000-02-29 Foster Wheeler Usa Corporation Predominantly liquid filled vapor-liquid chemical reactor
KR100348238B1 (ko) * 1998-02-27 2002-08-09 미쓰이 가가쿠 가부시키가이샤 신규 폴리에스테르 및 그의 제조방법
US6113997A (en) 1998-05-26 2000-09-05 Shell Oil Company Process to prepare a polyester resin
US6252034B1 (en) 1998-06-04 2001-06-26 Teljin Limited Process for producing a polycarbonate resin
FR2780986B1 (fr) * 1998-07-10 2000-09-29 Electrolyse L Procede de transformation de structures chimiques dans un fluide sous pression et en temperature et dispositif pour sa mise en oeuvre
ES2297929T3 (es) * 1998-07-10 2008-05-01 Basf Corporation Procedimiento continuo de polimerizacion en masa y de esterificacion y composiciones que incluyen el producto0 polimero.
US6069228A (en) * 1998-08-17 2000-05-30 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for preparing polyamides
US6631892B1 (en) 1998-08-25 2003-10-14 Donald C. Erickson Tray contactor with same direction liquid flow
JP2000095851A (ja) 1998-09-22 2000-04-04 Hitachi Ltd ポリエチレンテレフタレートの製造方法
US6127493A (en) 1998-11-04 2000-10-03 Arteva North America S.A.R.L. Pressure polymerization of polyester
US6111064A (en) 1998-11-04 2000-08-29 The Regents Of The University Of California Pressure polymerization of polyester
ATE220657T1 (de) 1998-11-04 2002-08-15 Rohm & Haas Verfahren zum herstellen mit grosser ausbeute von methylmethacrylat oder methacrylsäure
US6339031B1 (en) * 1998-12-29 2002-01-15 Seng C. Tan Microcellular carbon foams and microcellular C/C composites fabricated therefrom
WO2000048261A1 (fr) 1999-02-10 2000-08-17 Kabushiki Kaisha Toshiba Convertisseur de co et systeme de production pour pile a combustible
AR024360A1 (es) 1999-06-15 2002-10-02 Dow Global Technologies Inc Proceso y aparato para preparar una composicion que utiliza una alimentacion de pasta
BE1012770A3 (nl) 1999-07-02 2001-03-06 Ineos Nv Werkijze en inrichting voor het industrieel aanmaken van producten door middel van een alkoxylatiereactie.
JP2001087421A (ja) 1999-09-20 2001-04-03 Saburo Ichioka ゲーム用偏心ボール
US6623643B2 (en) 1999-11-19 2003-09-23 Microtek Medical Holdings, Inc. Process for treatment of aqueous environments containing a water soluble polymer
KR100723371B1 (ko) 1999-12-28 2007-05-31 다이킨 고교 가부시키가이샤 변성장치
US6255442B1 (en) 2000-02-08 2001-07-03 E. I. Du Pont De Nemours And Company Esterification process
US6359106B1 (en) 2000-03-09 2002-03-19 Hitachi, Ltd. Production process and production apparatus for polybutylene terephthalate
DE60112885T2 (de) 2000-04-27 2006-06-01 Teijin Ltd. Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von polyester
US6576774B2 (en) 2000-07-20 2003-06-10 Shell Oil Company Process for recycling polytrimethylene terephthalate cyclic dimer
JP4842497B2 (ja) 2000-08-11 2011-12-21 株式会社クレハ 環状エステルの製造方法及び精製方法
DE10048003A1 (de) 2000-09-26 2002-04-11 Basell Polypropylen Gmbh Verfahren zur Voraktivierung von Katalysatoren
JP2002161071A (ja) * 2000-11-28 2002-06-04 Nippon Shokubai Co Ltd 脱水反応生成物の製造方法及びそれに用いられる脱水反応装置
PL224046B1 (pl) * 2000-12-07 2016-11-30 Eastman Chem Co Sposób wytwarzania polimeru poliestrowego
US6906164B2 (en) * 2000-12-07 2005-06-14 Eastman Chemical Company Polyester process using a pipe reactor
US6642407B2 (en) 2001-05-18 2003-11-04 Exxon Mobil Chemical Patents Inc. Production, purification and polymerization of aromatic dicarboxylic acids
DE10126133B4 (de) 2001-05-29 2007-03-29 Karl-Heinz Wiltzer Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von hochviskosen oder hochstabilisierten Polykondensaten und entmonomerisiertem PA 6
JP2002352010A (ja) 2001-05-29 2002-12-06 Nec Corp コミュニティ情報システム及びビジネス
US6852827B2 (en) 2001-07-10 2005-02-08 Kureha Chemical Industry Company, Limited Polyester production process and reactor apparatus
DE10224883B4 (de) * 2001-07-27 2010-07-29 Heidelberger Druckmaschinen Ag Trockenstation und Verfahren zum Trocknen von bedruckten Bogen
US6672373B2 (en) * 2001-08-27 2004-01-06 Idalex Technologies, Inc. Method of action of the pulsating heat pipe, its construction and the devices on its base
US6458916B1 (en) 2001-08-29 2002-10-01 Hitachi, Ltd. Production process and production apparatus for polybutylene terephthalate
US6649263B2 (en) 2001-11-16 2003-11-18 Honeywell International Inc. Polyester resin and industrial yarn process
US7067088B2 (en) 2002-01-12 2006-06-27 Saudi Basic Industries Corporation Stratified flow chemical reactor
DE10219671A1 (de) 2002-05-02 2003-11-20 Zimmer Ag Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von Polyestern, Copolyestern und Polycarbonaten
US20030213706A1 (en) 2002-05-15 2003-11-20 Te- Ming Huang Magnetic clip holder
US20040068070A1 (en) 2002-07-17 2004-04-08 Basf Aktiengesellcschaft Preparation of readily polymerizable compounds
US6595683B1 (en) 2002-09-10 2003-07-22 Carl Cetera Self-righting, variable-orientation display assembly
JP4218353B2 (ja) 2002-10-28 2009-02-04 セイコーエプソン株式会社 中古品見積システム、その方法及びそのプログラム
US7008546B2 (en) * 2003-01-07 2006-03-07 Jerry M Edmondson Oil, water and gas separator for swaying service
US7636853B2 (en) 2003-01-30 2009-12-22 Microsoft Corporation Authentication surety and decay system and method
JP4262995B2 (ja) 2003-02-06 2009-05-13 帝人ファイバー株式会社 ポリエステル原料に適したテレフタル酸ケークの製造方法
US7135541B2 (en) 2003-06-06 2006-11-14 Eastman Chemical Company Polyester process using a pipe reactor
US7074879B2 (en) 2003-06-06 2006-07-11 Eastman Chemical Company Polyester process using a pipe reactor
US20060008661A1 (en) 2003-08-01 2006-01-12 Wijesundara Muthu B Manufacturable low-temperature silicon carbide deposition technology
DE10336164B4 (de) * 2003-08-07 2005-08-25 Zimmer Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polymeren durch Schmelzkondensation
JP2005135071A (ja) 2003-10-29 2005-05-26 Hewlett-Packard Development Co Lp 商品購入における信頼値の算出方法及び装置
DE102004034708B4 (de) * 2004-07-17 2008-04-10 Lurgi Zimmer Gmbh Verfahren zur absatzweisen Herstellung von Polymeren durch Schmelzekondensation
DE102004038466B4 (de) 2004-08-07 2014-08-28 Lurgi Zimmer Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Vorpolykondensation von Ver-/Umesterungsprodukten
US8130718B2 (en) 2004-12-09 2012-03-06 Interdigital Technology Corporation Method and system for interworking of cellular networks and wireless local area networks
ATE533543T1 (de) * 2004-12-15 2011-12-15 Asahi Kasei Chemicals Corp Industrieller verdampfer
WO2006083250A1 (en) 2005-02-03 2006-08-10 Stepan Company Continuous segmented plug flow reactor
US7435393B2 (en) 2005-05-05 2008-10-14 Eastman Chemical Company Baffle assembly module for vertical staged polymerization reactors
US20060251547A1 (en) 2005-05-05 2006-11-09 Windes Larry C Family of stationary film generators and film support structures for vertical staged polymerization reactors
JP2007083622A (ja) * 2005-09-22 2007-04-05 Toshiba Tec Corp ドットヘッド及びドットヘッド用アーマチュア構体の製造方法
WO2007065211A1 (en) 2005-12-06 2007-06-14 Acqua International Group Inc Modular chemical reactor
JP4739043B2 (ja) 2006-02-08 2011-08-03 東邦シートフレーム株式会社 金属製パレットおよびその製造方法
US7943094B2 (en) 2006-12-07 2011-05-17 Grupo Petrotemex, S.A. De C.V. Polyester production system employing horizontally elongated esterification vessel
US20080139780A1 (en) 2006-12-07 2008-06-12 Debruin Bruce Roger Polyester production system employing short residence time esterification
US7649109B2 (en) 2006-12-07 2010-01-19 Eastman Chemical Company Polyester production system employing recirculation of hot alcohol to esterification zone
US7892498B2 (en) 2007-03-08 2011-02-22 Eastman Chemical Company Polyester production system employing an unagitated esterification reactor
US7863477B2 (en) * 2007-03-08 2011-01-04 Eastman Chemical Company Polyester production system employing hot paste to esterification zone
US7872089B2 (en) * 2007-07-12 2011-01-18 Eastman Chemical Company Multi-level tubular reactor with internal tray
US7868130B2 (en) * 2007-07-12 2011-01-11 Eastman Chemical Company Multi-level tubular reactor with vertically spaced segments
US7858730B2 (en) * 2007-07-12 2010-12-28 Eastman Chemical Company Multi-level tubular reactor with dual headers
US7842777B2 (en) * 2007-07-12 2010-11-30 Eastman Chemical Company Sloped tubular reactor with divided flow
US7872090B2 (en) * 2007-07-12 2011-01-18 Eastman Chemical Company Reactor system with optimized heating and phase separation
US7868129B2 (en) * 2007-07-12 2011-01-11 Eastman Chemical Company Sloped tubular reactor with spaced sequential trays
US7847053B2 (en) * 2007-07-12 2010-12-07 Eastman Chemical Company Multi-level tubular reactor with oppositely extending segments
US7829653B2 (en) * 2007-07-12 2010-11-09 Eastman Chemical Company Horizontal trayed reactor
JP4894795B2 (ja) 2008-03-19 2012-03-14 株式会社デンソー 運転行動推定装置

Also Published As

Publication number Publication date
US20110184130A1 (en) 2011-07-28
EP2101911B1 (en) 2018-10-24
ES2703248T3 (es) 2019-03-07
US7943094B2 (en) 2011-05-17
US20080139760A1 (en) 2008-06-12
EP2101911A2 (en) 2009-09-23
WO2008073288A3 (en) 2008-08-21
TWI444227B (zh) 2014-07-11
CN101553309A (zh) 2009-10-07
US8470250B2 (en) 2013-06-25
SI2101911T1 (sl) 2018-12-31
PL2101911T3 (pl) 2019-05-31
AR064172A1 (es) 2009-03-18
PT2101911T (pt) 2019-01-30
BRPI0719071B1 (pt) 2018-10-09
MX2009005767A (es) 2009-06-08
LT2101911T (lt) 2018-12-10
CN101553309B (zh) 2013-11-06
TW200836825A (en) 2008-09-16
HUE040257T2 (hu) 2019-02-28
WO2008073288A2 (en) 2008-06-19

Similar Documents

Publication Publication Date Title
BRPI0719071A2 (pt) Processo e aparelho para produção de poliéster
US7892498B2 (en) Polyester production system employing an unagitated esterification reactor
EP2089152B1 (en) Polyester production system employing recirculation of hot alcohol to esterification zone
US20080139780A1 (en) Polyester production system employing short residence time esterification
US7834109B2 (en) System for producing low impurity polyester
US7863477B2 (en) Polyester production system employing hot paste to esterification zone
BRPI0808057B1 (pt) " processo para a produção de poliéster ".

Legal Events

Date Code Title Description
B25A Requested transfer of rights approved

Owner name: GRUPO PETROTEMEX, S.A. DE C.V. (MX)

B15K Others concerning applications: alteration of classification

Ipc: B01J 19/24 (1980.01), C08G 63/78 (1990.01), B01J 1

B07A Technical examination (opinion): publication of technical examination (opinion) [chapter 7.1 patent gazette]
B07A Technical examination (opinion): publication of technical examination (opinion) [chapter 7.1 patent gazette]
B09A Decision: intention to grant [chapter 9.1 patent gazette]
B16A Patent or certificate of addition of invention granted

Free format text: PRAZO DE VALIDADE: 10 (DEZ) ANOS CONTADOS A PARTIR DE 09/10/2018, OBSERVADAS AS CONDICOES LEGAIS.