CN101888899A - 用于生产低杂质聚酯的系统 - Google Patents

用于生产低杂质聚酯的系统 Download PDF

Info

Publication number
CN101888899A
CN101888899A CN2008801191761A CN200880119176A CN101888899A CN 101888899 A CN101888899 A CN 101888899A CN 2008801191761 A CN2008801191761 A CN 2008801191761A CN 200880119176 A CN200880119176 A CN 200880119176A CN 101888899 A CN101888899 A CN 101888899A
Authority
CN
China
Prior art keywords
stream
product
liquid
outlet
esterification
Prior art date
Legal status (The legal status 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 status listed.)
Granted
Application number
CN2008801191761A
Other languages
English (en)
Other versions
CN101888899B (zh
Inventor
B·R·德布勒因
R·G·邦纳
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Grupo Petrotemex SA de CV
Original Assignee
Eastman Chemical 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 Chemical Co filed Critical Eastman Chemical Co
Publication of CN101888899A publication Critical patent/CN101888899A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN101888899B publication Critical patent/CN101888899B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

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
    • 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
    • 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
    • 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
    • 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
    • B01J2219/18—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

Abstract

一种酯化方法，其包含热交换器、分离容器和再循环回路。

Description

用于生产低杂质聚酯的系统
发明背景
1.发明领域
本发明通常涉及一种用于生产熔融相聚酯的系统。在另一方面，本发明涉及一种用于聚酯设备的酯化系统，其能够生产低杂质的聚酯产物。
2.背景技术
熔融相聚合可以用来生产多种聚酯，例如诸如聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)。PET被广泛的用于饮料，食品和其他容器中，以及用于合成纤维和树脂中。加工工艺的进步以及需求的增加已经导致了竞争日益激烈的PET的生产和销售。所以，低成本、高效率的PET生产方法是令人期望的。
通常，熔融相聚酯生产设备，包括用于制造PET的这些设备，使用了酯化阶段和缩聚阶段。在酯化阶段，聚酯原料(即，反应物)被转化成为聚酯单体和/或低聚物。在缩聚阶段，离开酯化阶段的聚酯单体和/或低聚物被转化成为具有期望的最终链长的聚酯产物。
在大部分常规的熔融相聚酯生产设备中，酯化是在一种或多种机械搅拌反应器例如诸如连续搅拌槽式反应器(CSTR)中进行的。但是，CSTR和其他机械搅拌的反应器具有许多缺点，即，其会导致用于整个聚酯生产设备的资金，运行和/或维护成本的增加。例如，典型的与CSTR有关的机械搅拌器和不同的控制装置是复杂的，昂贵的，并且会要求庞大的维护。此外，常规的CSTR经常使用内部热交换管，其会占据该反应器的一部分内部体积。为了补偿有效的反应器体积的损失，具有内部热交换管的CSTR要求更大的整体体积，这增加了资金成本。此外，典型的与CSTR有关的内部热交换盘管会不合需要的与所述容器中的反应介质的流型相干涉，由此产生杂质含量的升高和转化率的整体损失。为了提高产物转化率，许多常规的聚酯生产设备使用了串联运行的多个CSTR，其进一步增加了资金和运行成本二者。
发明内容
在本发明的一种实施方案中，这里提供了一种方法，其包含：(a)使得反应介质在热交换器中酯化，由此来产生升温的(warmed)产物流；(b)在分离容器中将至少一部分的该升温的产物流分离成为主要为液体的流和主要为蒸气的流；和(c)经由再循环回路将至少一部分的该主要为液体的流再循环到热交换器中，其中该再循环回路包含泵，该泵用来将至少一部分的该主要为液体的流传输到热交换器中，其中离开热交换器的升温的产物流的压力处于进入分离容器中的升温的产物流的大约30psi内。
在本发明的另外一种实施方案中，这里提供了一种酯化方法，其包含：(a).在热交换器中加热反应介质，由此来产生升温的产物流，其中酯化是在该热交换器中进行的；(b).经由热交换器的交换器出口来取出至少一部分的所述升温的产物流；(c).经由流体入口将至少一部分所述升温的产物流引入到分离容器中；(d).将引入到分离容器中的至少一部分该升温产物流分离成为主要为液体的部分和主要为蒸气的部分；(e).经由液体产物出口从所述分离容器中取出至少一部分主要为液体的部分，来形成主要为液体的流；和(f).经由再循环回路将至少一部分所述主要为液体的流再循环到热交换器的交换器入口，其中该再循环回路包含泵，用于将至少一部分主要为液体的流通过再循环回路进行传输，其中所述泵具有这样的吸入口，该吸入口位于比所述液体产物出口低的高度上，其中所述液体产物出口与所述泵的吸入口间隔了第一垂直距离(Y1)，其中所述交换器出口与所述泵的吸入口间隔了第二垂直距离(Y2)，其中该第二垂直距离与该第一垂直距离的比(Y2∶Y1)大于0.25。
在本发明仍然的另外一种实施方案中，这里提供了一种设备，其包含热交换器，分离容器和再循环回路。该热交换器具有交换器入口和交换器出口。该分离容器具有流体入口和液体产物出口，并且该流体入口流体流动连通到交换器出口上。该再循环回路提供了液体产物出口和交换器入口之间的流体流动连通。该再循环回路包含具有吸入口和出料口的泵。该泵的吸入口与分离容器的液体产物出口隔开了第一距离(Y1)，并且与交换器出口隔开了第二垂直距离(Y2)。该第二垂直距离与第一垂直距离的比(Y2∶Y1)大于0.25。
附图说明
本发明的某些实施方案将在下面参考附图进行更详细的描述，其中：
图1是按照本发明的一种实施方案所配置的酯化系统的示意图，该系统适用于熔融相聚酯生产设备中。
具体实施方式
本发明可以用于熔融相聚酯生产设备中，该设备能够由多种起始材料来生产多种聚酯。
能够根据本发明生产的熔融相聚酯的例子包括但不限于聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)的均聚物和共聚物，PETG(用1，4-环己烷-二甲醇(CHDM)共聚单体改性的PET)，全芳族的或者液晶聚酯，生物可降解的聚酯(例如包含丁二醇，对苯二酸和己二酸残基的这些)，聚(环己烷-对苯二甲酸二亚甲基酯)均聚物和共聚物，和CHDM和环己烷二羧酸或者环己烷二羧酸二甲酯的均聚物和共聚物。在一种实施方案中，可以生产这样的PET共聚物，其包含了至少90mol％的对苯二甲酸乙二醇酯重复单元和至多10mol％的所加成的共聚单体重复单元。通常，PET共聚物的共聚单体重复单元可以衍生自选自下面的一种或多种共聚单体：间苯二酸，2，6-萘-二羧酸，CHDM和二甘醇(DEG)。
通常，根据本发明的某些实施方案的聚酯生产方法可以包含两个主要阶段：酯化阶段和缩聚阶段。在酯化阶段中，聚酯起始材料(其可以包含至少一种醇和至少一种酸)可以经历酯化，由此产生聚酯单体和/或低聚物。在缩聚阶段，该聚酯单体和/或低聚物可以反应成为最终的聚酯产物。
所述酸起始材料可以是二羧酸，以使得最终的聚酯产物包含至少一种二羧酸残基，该残基具有大约4-大约15或者8-12个碳原子。适用于本发明的二羧酸的例子可以包括但不限于对苯二酸，邻苯二酸，间苯二酸，萘-2，6-二羧酸，环己烷二羧酸，环己烷二乙酸，二苯基-4，4′-二羧酸，二苯基-3，4′-二羧酸，2，2，-二甲基-1，3-丙二醇，二羧酸，琥珀酸，戊二酸，己二酸，壬二酸，癸二酸及其混合物。在一种实施方案中，该酸起始材料可以是相应的酯，例如代替对苯二酸的对苯二甲酸二甲酯。
醇起始材料可以是二醇，以使得最终的聚酯产物可以包含至少一种二醇残基，例如诸如源自于具有大约3-大约25个碳原子或者6-20个碳原子的脂环族二醇的这些。合适的二醇可以包括但不限于乙二醇(EG)，二甘醇，三甘醇，1，4-环己烷-二甲醇，丙-1，3-二醇，丁-1，4-二醇，戊-1，5-二醇，己-1，6-二醇，新戊二醇，3-甲基戊二醇-(2，4)，2-甲基戊二醇-(1，4)，2，2，4-三甲基戊二醇-(1，3)，2-乙基己二醇-(1，3)，2，2-二乙基丙二醇-(1，3)，己二醇-(1，3)，1，4-二-(羟乙氧基)-苯，2，2-双-(4-羟环己基)-丙烷，2，4-二羟基-1，1，3，3-四甲基环丁烷，2，2，4，4四甲基-环丁二醇，2，2-双-(3-羟乙氧基苯基)-丙烷，2，2-双-(4-羟基-丙氧基苯基)-丙烷，异山梨醇，氢醌，BDS-(2，2-(磺酰基双)4，1-亚苯氧基))双(乙醇)，及其混合物。
另外，在一种实施方案中，该起始材料可以包含一种或多种共聚单体。合适的共聚单体可以包括例如选自下面的共聚单体：对苯二酸，对苯二甲酸二甲酯，间苯二酸，间苯二甲酸二甲酯，2，6-萘二羧酸二甲酯，2，6-萘-二羧酸，乙二醇，二甘醇，1，4-环己烷-二甲醇(CHDM)，1，4-丁二醇，聚四亚甲基二醇，反式-DMCD，偏苯三酸酐，环己烷-1，4二羧酸二甲酯，十氢化萘-2，6二羧酸二甲酯，十氢化萘二甲醇，十氢化萘2，6-二羧酸酯，2，6-二羟甲基-十氢化萘，对苯二酚，羟基安息香酸，及其混合物。
根据本发明一种实施方案，一种或多种添加剂可以在所述方法的一个或多个位置加入到起始材料，聚酯和/或聚酯前体中。合适的添加剂可以包括例如三官能或者四官能共聚单体，例如偏苯三酸酐，三羟甲基丙烷，苯四酸二酐，季戊四醇，或者其他多元酸或者多元醇；交联剂或者支化剂；着色剂；调色剂；颜料；炭黑；玻纤；填料；冲击改性剂；抗氧化剂；UV吸收剂化合物；和氧气清除化合物。
酯化阶段和缩聚阶段二者都可以包括多个步骤。例如，酯化阶段可以包括用于产生部分酯化产物的初始酯化步骤，该产物然后可以在第二酯化步骤中进一步酯化。同样，缩聚阶段可以包括用于产生部分缩合产物的预聚步骤，该产物然后可以进行完成步骤来由此产生最终的聚合物产物。
通常，酯化可以在下面的温度和压力范围内进行：大约220℃-大约300℃，或者大约235℃-大约280℃，或者245℃-275℃的温度和大约-5-大约35，大约5-大约35，大约10-大约25，或者12-20psig的压力。在一种实施方案中，离开酯化阶段的单体和/或低聚物的平均链长可以小于大约25，为大约1-大约20或者为5-15。
典型的，缩聚可以在大约220℃-大约350℃，或者大约240℃-大约320℃的温度和低于大气(即，真空)压力下进行。当缩聚是在两阶段方法中进行时，预聚(或者预聚物)反应器可以将离开酯化阶段的单体和低聚物转化成为具有下面的平均链长的低聚物/聚合物混合物：大约2-大约40，大约5-大约35，或者10-30。该完成反应器然后可以将该低聚物/聚合物混合物转化成为具有期望的平均链长的最终聚酯产物。
典型的，“副”反应可以发生于该酯化和/或缩聚阶段中，其会产生一种或多种不同于所期望的单体，低聚物和/或聚合物产物的化学物质(即，杂质)。二甘醇(DEG)是通常在PET生产过程中所产生的杂质的一个例子。在本发明的一种实施方案中，离开酯化和/或缩聚阶段的产物流可以具有基本上比与常规的生产设备相关的类似产物流更低的DEG含量。例如，在一种实施方案中，离开酯化和/或缩聚阶段的产物流可以具有下面的DEG含量：小于大约1.0重量％，小于大约0.75重量％，小于大约0.5重量％，或者小于0.4重量％，基于该产物流的总重量。这与常规的PET设备形成了对比，常规的PET设备典型的产生了具有1.2-2.0重量％的DEG含量的产物流。
现在参考图1，表示了按照本发明的一种实施方案所配置的酯化系统10，其通常包含热交换器12，分离容器14和再循环回路16。因为酯化可以在热交换器12和分离容器14二者中进行，因此装置的这些块中的每一个都可以称作“酯化反应器”，其每个定义了一部分的“酯化区”。但是，因为热交换器12的另外的功能是能够加热在其中加工的反应介质，因此热交换器12也可以称作“加热区”。此外，因为分离容器14的另外的功能是能够促进蒸气/液体分离，因此分离容器14也可以称作“分离区”。
通常，再循环回路16构成了在热交换器12的交换器入口18与分离容器14的液体产物出口20之间的流动通道。再循环回路16可以包含再循环泵22，该泵具有吸入口24和出料口26。吸入口24可以位于分别比分离容器14的液体产物出口20和热交换器12的交换器出口28二者低出第一和第二垂直距离Y1和Y2的高度上。根据本发明的一种实施方案，第二垂直距离与第一垂直距离的比(Y2∶Y1)可以大于大约0.25，或者可以处于下面的范围内：大约0.4-大约2.0，大约0.5-大约1.5，或者0.9-1.1。在本发明的某些实施方案中，Y1和/或Y2可以处于下面的范围内：大约5-大约200英尺，大约10-大约150英尺，或者15-大约50英尺。
在一种实施方案中，对在酯化系统10中加工的反应介质进行很少的或不进行机械搅拌。虽然在酯化系统10中加工的反应介质可以依靠穿过该加工装置和管道的流动来进行某些搅拌，但是这种流动搅拌不是机械搅拌。在本发明的一种实施方案中，在酯化系统10的热交换器12和/或分离容器14中加工的反应介质的小于大约50％，小于大约25％，小于大约10％，小于大约5％，或者0％的总搅拌可以通过机械搅拌来提供。因此，按照本发明的某些实施方案所配置的酯化系统可以无需任何机械混合装置来运行。这与几乎专门使用机械搅拌的常规的连续搅拌槽式反应器(CSTR)形成了对比。
再次参考图1，仍然待讨论的再循环的产物流可以流过再循环回路16。再循环回路16表示在图1中，其通常包含连接到分离容器14的液体出口20上的产物管道114，再循环泵22，卸料管道116，再循环管道100，和酯化供料管道110。在一种实施方案中，一种或多种反应物和/或添加剂可以经由管道102，104和/或106而加入到再循环回路16中的再循环的产物流中。在一种实施方案中，该再循环产物流可以包含聚酯单体和/或低聚物。在该再循环的产物流中存在着聚酯单体和/或低聚物能够提高加入到该再循环的产物流中的一种或多种反应物和/或添加剂的溶解。在本发明的一种实施方案中，该再循环的产物流可以具有下面的平均链长：大约1-大约20，大约2-大约18，或者5-15。
在一种实施方案中，管道102，104和106中的至少一部分所述流体可以在再循环泵22的紧上游加入(即，加入到产物管道114中)或者直接加入再循环泵22中。在图1所示的另外一种实施方案中，管道102，104和106中的至少一部分所述流体可以在再循环泵22的下游加入到再循环管道100中。引入到再循环的产物流中的反应物和/或添加剂可以处于固体，液体，糊状或者浆体的形式。
根据一种实施方案，醇(例如乙二醇)可以经由管道102加入到再循环的产物流中，而酸(例如对苯二酸)可以经由管道104加入到再循环管道100中。通常，加入到再循环管道100中的再循环流中的醇和酸的量可以是与所期望的生产速率和所期望的醇∶酸比例相适应所需的任何的量。在本发明的一种实施方案中，在供料管道110中所形成的合并的酯化供料流的醇∶酸的摩尔比可以处于下面的范围：大约1.005∶1-大约10∶1，大约1.01∶1-大约8∶1，或者1.05∶1-6∶1。
如图1所示，在管道110中的酯化供料流可以进入到热交换器12的交换器入口18中。在热交换器12中，该酯化供料/反应介质可以被加热和经历酯化条件。根据本发明的一种实施方案，在交换器入口18和交换器出口28之间的反应介质的温度增加可以是至少大约50°F，至少大约75°F，或者至少85°F。通常，进入交换器入口18中的酯化供料的温度可以处于下面的范围内：大约220℃-大约260℃，大约230℃-大约250℃，或者235℃-245℃，而离开交换器出口28的升温的酯化产物流可以具有下面的温度范围：大约240℃-大约320℃，大约255℃-大约300℃，或者275℃-290℃。
如前所述，热交换器12也可以被视为是一种酯化反应器，因为流过其中的至少一部分反应介质能够发生酯化。根据本发明所进行的酯化量可以用“转化率”来量化。作为此处使用的，术语“转化率”被用来描述已经进行了酯化的流体的液体相的一种性能，其中该酯化流的转化率表示已经被转化(即，酯化)成为酯基的初始酸端基的百分比。转化率可以量化为转化的端基(即，醇端基)的数目除以端基(即，醇加上酸端基)的总数，用百分数来表示。虽然这里使用了转化率，但是应当理解平均链长(其描述了化合物所包含的单体单元的平均数)同样也可以适当的用来描述本发明的流体的特性。
根据一种实施方案，在热交换器12中进行的酯化反应能够将交换器入口18和交换器出口28之间的反应介质的转化率提高至少大约10，至少大约20，至少大约25，至少大约35，或者至少大约50个百分点。通常，引入到交换器入口18中的酯化供料流具有下面的转化率：小于大约90％，小于大约75％，小于大约50％，小于大约25％，小于大约10％或者小于5％，而经由管道112离开交换器出口28的升温的酯化产物流可以具有下面的转化率：至少大约50％，至少大约60％，至少大约70％，至少大约75％，至少大约80％，至少大约85％，至少大约95％或者至少98％。
在本发明的一种实施方案中，在热交换器12中进行的酯化反应是以比常规的酯化方法短的驻留时间来进行的。例如，流过热交换器12的反应介质的平均驻留时间可以小于大约60分钟，小于大约45分钟，小于大约35分钟，或者小于20分钟。这个相对短的驻留时间甚至能够在高的，商业规模的生产率时达到。因此，在一种实施方案中，产物流是以下面的流速离开热交换器12的交换器出口28的：至少大约10000磅/小时(lb/h)，至少大约25000lb/h，至少大约50000lb/h，或者至少100000lb/h。
如图1所示，一个加温传热介质(HTM)流可以进入热交换器12的壳程中，并且至少部分的包围着至少一部分的热交换管，目的是加热流过其中的反应介质。在本发明的一种实施方案中，与热交换器12中的反应介质的加热有关的传热系数可以处于下面的范围内：大约0.5-大约200BTU/小时/°F/平方英尺(BTU/h·°F·ft2)，大约5-大约100BTU/h·°F·ft2，或者10-50BTU/h·°F·ft2。传递到热交换器12中的反应介质上的总热量可以处于下面的范围内：大约100-大约5000BTU/磅的反应介质(BTU/lb)，大约400-大约2000BTU/lb，或者600-1500BTU/lb。
如图1所示，一个升温的，部分酯化的反应介质流经由交换器出口28离开热交换器12，并且随后可以经由管道112发送到分离容器14的流体入口30。在一种实施方案中，离开热交换器12的交换器出口28的该升温的产物流的压力可以处于经由流体入口30进入到分离容器14的升温的产物流的压力的大约30psi，大约20psi，大约10psi，大约5psi或者2psi内。通常，离开交换器出口28的升温的产物流的压力可以处于下面的范围内：大约-5-大约35，大约5-大约35，大约10-大约25，或者12-20psig。
如上所述，进入流体入口30的部分酯化的反应介质的升温流可以在分离容器14中经历相分离，并且进一步酯化。当该反应介质从流体入口30流过时，它可以经历进一步的酯化，并且当液体相基本上水平的流过分离容器14的内部体积时，至少一部分的蒸气可以从该液体相中逸去。在一种实施方案中，在分离容器14中的蒸气然后可以经由蒸气出口32离开分离容器14，该蒸气可以具有小于大约25psig的压力或者该压力的范围是大约1-大约10psig，或者2-5psig。所形成的蒸气流然后可以传输到另外一个位置来进一步加工和/或处理。如图1所示，在分离容器14中反应介质的至少一部分的分离的主要为液体的部分可以经由液体产物出口20进行取出，并且可以进入再循环回路16的产物管道114中，其将进行更详细简明的讨论。
如上所述，至少一部分流过分离容器14的反应介质可以经历进一步的酯化。在一种实施方案中，在产物管道114中的主要为液体的流的转化率可以比进入到分离容器14的流体入口30中的流体的转化率高出至多大约5个百分点，至多大约2个百分点，或者至多1个百分点。通常，在产物管道114中的含有PET单体和/或低聚物的主要为液体产物的流可以具有下面的转化率：至少大约80％，至少大约85％，至少大约90％，至少95％或者至少大约98％。
在一种实施方案中，在分离容器14中所达到的转化率可以在相对短的驻留时间内实现，具有较少的或者不具有热输入。例如，该反应介质在分离容器14中的平均驻留时间可以小于大约200分钟，小于大约60分钟，小于大约45分钟，小于大约30分钟，或者小于15分钟。此外，传递到分离容器14中的反应介质上的热量可以小于大约100BTU/磅的反应介质(BTU/lb)，小于大约20BTU/lb，小于大约5BTU/lb，或者小于1BTU/lb。
在分离容器14具有最小的或者不具有热输入时，离开分离容器14的液体产物出口20的液体产物的平均温度可以处于经由流体入口30进入到分离容器14中的流体的平均温度的大约50℃，大约30℃，大约20℃或者15℃内。通常，离开分离容器14的液体产物出口20的液体流的平均温度可以处于下面的范围内：大约220℃-大约320℃，大约240℃-大约300℃，或者大约250℃-大约275℃。
在图1所示的实施方案中，分离容器14可以是基本上空的、未搅拌的、未加热的、通常圆柱形的、水平延伸的容器。分离容器14可以具有下面的长径比(L∶D)：大约1.25∶1-大约50∶1，大约1.5∶1-大约20∶1，大约2∶1-大约10∶1，或者2.5∶1-5∶1，这里L是在分离容器14的延长方向上所测量的分离容器14的最大内部尺寸，D是在垂直于分离容器14的延长方向上所测量的分离容器14的最大内部尺寸。
在一种实施方案中，流体入口30，液体产物出口20和蒸气出口32可以以这样的方式彼此间隔开，来提供足够的酯化和提高蒸气和液体相的分离。例如，液体产物出口20和蒸气出口32可以与流体入口30水平的间隔开至少大约1.25D，至少大约1.5D，或者至少2.0D。此外，液体产物出口20和蒸气出口32可以彼此垂直间隔开至少大约0.5D，至少大约0.75D，或者至少0.95D。
如图1所示，分离容器14可以包含流体分配器34来帮助有效的将供料分配给分离容器14。在图1所示的实施方案中，流体分配器34可以是一种基本水平的延长管，其具有向下弯曲的远端，该远端具有朝下方向的流体入口30。可选择的，流体分配器34可以具有多个开口(未示出)，用来在分离容器14的多个水平间隔位置上将部分酯化的供料卸出。在本发明的一种实施方案中，分离容器14中的反应介质的主要为液体的相的平均深度在它基本水平的通过分离容器14时可以保持在小于大约0.75D，小于大约0.50D，小于大约0.25D，或者小于0.15D。
如图1所示，当进入分离容器14时，离开流体分配器34的反应介质会开始发泡，这归因于蒸气气泡与反应介质的液体部分的分离。通常，随着蒸气与反应介质的液体相的分离，泡沫的产生会沿着分离容器14的长度而减少，因此在一种实施方案中，基本上没有泡沫离开分离容器14的液体产物出口20和/或蒸气出口32。
为了帮助确保基本上没有泡沫离开分离容器14的蒸气出口32，在分离容器14中可以使用向下延伸的挡板36。挡板36通常可以布置在分离容器14的流体入口30和蒸气出口32之间，但是与距离流体入口30的间隔相比，更靠近于蒸气出口32。挡板36可以从分离容器14的顶部向下延伸来紧邻蒸气出口32，并且可以用来物理阻挡泡沫(如果存在任何的泡沫)流向蒸气出口32。在本发明的一种实施方案中，挡板36可以具有底缘，该底缘与分离容器14的底部垂直间隔了至少大约0.25D，至少大约0.5D或者至少0.75D。
分离容器14中所具有的总内部体积可以取决于多种因素，包括例如酯化系统10的整体水力要求。在本发明的一种实施方案中，分离容器14的总内部体积可以是再循环回路16的总内部体积的至少大约25％，至少大约50％，至少大约75％，至少大约100％，或者至少150％，这将在下面更详细的描述。在本发明仍然的另外一种实施方案中，分离容器14的总内部体积可以是再循环回路16、热交换器12中的流路、和管道112的合计内部体积的至少大约25％，至少大约50％，至少大约75％或者至少150％。
再次参考图1，从液体出口20卸料到产物管道114中的液体酯产物然后可以流入再循环泵22的吸入口24中。如图1所示，在分开成为在酯产物管道118中的产物部分和在再循环管道100中的再循环部分之前，离开再循环泵22的出料口26的流体可以进入到卸料管道116中。离开再循环泵22的出料口26的流体的分开可以这样来进行，即，使得管道100中的再循环部分的质量流量与管道118中的产物部分的质量流量的比例可以处于下面的范围内：大约0.25∶1-大约30∶1，大约0.5∶1-大约20∶1，或者2∶1-15∶1。如上所述，管道100中的再循环部分最后可以经由管道110用作热交换器12的交换器入口18的酯化供料。
管道118中的液体酯产物的产物部分可以发送到下游的位置，来用于进一步的加工，储存或者其他用途。在一种实施方案中，管道118中的至少一部分的产物部分可以在第二酯化区中经历进一步的酯化。在另外一种实施方案中，管道118中的至少一部分的产物部分可以在下游的缩聚区中经历缩聚。
虽然在这里已经描述了本发明与熔融相聚酯系统有关的几个实施方案，但是应当理解本发明的某些实施方案可以在广泛的多种化学加工中获得应用。例如，按照本发明某些实施方案所配置的反应系统可以有利的用于任何这样的方法中，在这里化学反应是在反应介质的液体相中发生的，并且作为该化学反应的结果产生了蒸气副产物。此外，按照本发明某些实施方案所配置的反应系统可以有利的用于这样的化学方法中，在其中至少一部分的反应介质在加工过程中形成了泡沫。
数值范围
本说明书使用数值范围来量化与本发明有关的某些参数。应当理解当提供数值范围时，这样的范围被解释为提供字面上的支持，用于仅仅表示所述范围下部值的所要求的界限以及用于仅仅表示所述范围上部值的所要求的界限。例如，公开的数值范围10-100提供了字面上的支持，用于所要求的“大于10”(没有上限)的表述和用于所要求的“小于100”(没有下限)的表述。
定义
作为此处使用的，术语“一个”、“一种”、“该”和“所述”表示一种或多种。
作为此处使用的，术语“搅拌”指的是在反应介质进行搅动，来产生流体流动和/或混合。
作为此处使用的，术语“和/或”当用于一列的两种或者多种项目时，表示可以使用所列项目中的任何一个本身，或者可以使用所列项目中的两种或者多种的任意组合。例如，如果一种组合物被描述为含有组份A，B和/或C，则该组合物可以包含单独的A；单独的B；单独的C；A和B的组合；A和C的组合；B和C的组合；或者A，B和C的组合。
作为此处使用的，术语“平均链长”表示聚合物中重复单元的平均数。对于聚酯来说，平均链长表示重复的酸和醇单元的数目。平均链长与数均聚合度(DP)是同义的。平均链长可以通过本领域技术人员已知的不同手段来测量。例如，1H-NMR可以用于基于端基分析来直接测量链长，并且光散射可以用来测量重均分子量，并相关联的用来测量链长。链长经常是基于与凝胶渗透色谱法(GPC)测量和/或粘度测量的关系来计算的。
作为此处使用的，术语“包含着”和“包含”是开放式转化术语，用于将该术语之前引用的主题转化成为该术语之后的一种或多种所述元件，这里在该转化术语之后所列出的一种或多种元件不必仅仅是构成所述主题的元件。
作为此处使用的，术语“含有着”和“含有”具有与上面所提供的“包含着”、“包含一种”和“包含”相同的开放式含义。
作为此处使用的，术语“转化率”被用来描述已经进行了酯化的流体的液体相的一种性能，其中该酯化流的转化率表示已经被转化(即，酯化)成为酯基的初始酸端基的百分比。转化率可以量化为转化的端基(即，醇端基)的数目除以端基(即，醇加上酸端基)的总数，用百分数来表示。
作为此处使用的，术语“酯化”指的是酯化和酯交换反应二者。
作为此处使用的，术语“具有着”和“具有”具有与上面所提供的“包含着”、“包含一种”和“包含”相同的开放式含义。
作为此处使用的，术语“水平延伸的”意思是最大水平尺寸大于最大垂直尺寸。
作为此处使用的，术语“包括着”和“包括”具有与上面所提供的“包含着”、“包含一种”和“包含”相同的开放式含义。
作为此处使用的，术语“机械搅拌”指的是通过刚性元件或者柔性元件靠着反应介质或者在反应介质中的物理移动，来产生反应介质的搅拌。
作为此处使用的，术语“单体”指的是包含小于大约三个链长的聚合物物质。
作为此处使用的，术语“低聚物”指的是含有大约7-大约50个链长的聚合物物质。
作为此处使用的，术语“聚合物”指的是包含大于大约50个链长的聚合物物质。
作为此处使用的，术语“聚对苯二甲酸乙二醇酯”和“PET”包括PET均聚物，PET共聚物，和PETG。
作为此处使用的，术语“PET共聚物”指的是用至多10mol％的一种或多种加入的共聚单体改性的PET。例如，术语“PET共聚物”包括用基于100mol％的羧酸至多10mol％的间苯二酸改性的PET。在另外一个例子中，术语“PET共聚物”包括用基于100mol％二醇至多10mol％的1，4-环己烷二甲醇(CHDM)改性的PET。
作为此处使用的，术语“PETG”指的是用基于100mol％二醇为10-50％的1，4-环己烷二甲醇(CHDM)改性的PET。
作为此处使用的，术语“聚酯”不但指的是传统的聚酯，而且还包括聚酯衍生物，例如诸如聚醚酯，聚酯酰胺和聚醚酯酰胺。
作为此处使用的，“主要为液体”表示大于50vol％的液体。
作为此处使用的，术语“反应介质”指的是经历了化学反应的任何介质。
作为此处使用的，术语“残基”指的是这样的部分，其是在具体的反应方案中所形成的化学物质的产物或者随后的配方或者化学产物，而不管该部分是否实际上获自该化学物质。
作为此处使用的，术语“蒸气副产物”包括通过反应介质的期望的化学反应所产生的蒸气(即，蒸气辅助产物)和通过其他反应(即，副反应)所产生的任何蒸气。
权利要求不局限于所公开的实施方案
上述本发明优选的形式仅仅用作说明，并且不应当以限制性的含义用于解释本发明的范围。本领域技术人员易于对上述的示例性实施方案进行改进，而不脱离本发明的主旨。
本发明人在此声明他们的目的是依靠等价测量和评估学说，本发明合理的公平的范围属于任何设备，其没有实质性脱离下面的权利要求中所述本发明的文字范围或者置于该范围之外。

Claims (13)

1.一种酯化方法，其包含：
(a).在热交换器中加热反应介质，由此来产生升温的产物流，其中所述反应介质的酯化是在所述热交换器中进行的；
(b).经由所述热交换器的交换器出口来取出至少一部分的所述升温的产物流；
(c).经由流体入口将至少一部分所述升温的产物流引入到分离容器中；
(d).将引入到所述分离容器中的至少一部分所述升温产物流分离成为主要为液体的部分和主要为蒸气的部分；
(e).经由液体产物出口从所述分离容器中取出至少一部分所述主要为液体的部分，来形成主要为液体的流；和
(f).经由再循环回路将至少一部分所述主要为液体的流再循环到所述热交换器的交换器入口，
其中所述再循环回路包含泵，用于将至少一部分所述主要为液体的流通过所述再循环回路进行传输，
其中所述泵具有这样的吸入口，该吸入口位于比所述液体产物出口低的高度上，
其中所述液体产物出口与所述泵的所述吸入口间隔了第一垂直距离(Y1)，
其中所述交换器出口与所述泵的所述吸入口间隔了第二垂直距离(Y2)，
其中所述第二垂直距离与所述第一垂直距离的比(Y2∶Y1)大于0.25。
2.权利要求1的方法，其中经由所述交换器出口离开所述热交换器的所述升温的产物流的压力处于经由所述流体入口引入到所述分离容器中的所述升温的产物流的压力的大约30psi内。
3.权利要求1-2的方法，其中所述升温产物流的压力范围是大约5-大约35psig。
4.权利要求1-3的方法，其中Y2∶Y1的范围是大约0.4-大约2.0。
5.权利要求1-4的方法，其中Y1的范围是大约5-大约200英尺。
6.权利要求1-5的方法，其中酯化是在所述分离容器中进行的，并且其中在所述热交换器中所述反应介质的转化率提高了至少10个百分点，其中离开所述液体产物出口的所述主要为液体的流的转化率比离开所述交换器出口的所述升温的产物流的转化率高出了不到5个百分点。
7.权利要求1-6的方法，其中离开所述液体产物出口的所述主要为液体的流的转化率是至少80％。
8.权利要求1-7的方法，其中所述分离容器是水平定向的，并且具有大约1.25∶1-大约50∶1的长径比。
9.权利要求1-8的方法，其进一步包含从所述再循环回路取出一部分所述主要为液体的流，来形成被取出的主要为液体的流，并且将至少一部分所述被取出的主要为液体的流在下游的酯化区中进行进一步的酯化和/或将至少一部分所述被取出的主要为液体的流在下游的缩聚区中进行缩聚。
10.权利要求1-9的方法，其中所述反应介质包含对苯二酸和乙二醇。
11.权利要求1-10的方法，其进一步包含将对苯二酸和乙二醇引入到所述再循环回路中。
12.权利要求1-11的方法，其中该主要为液体的流包含小于1.0重量％的二甘醇。
13.一种设备，其包含：
具有交换器入口和交换器出口的热交换器；
具有流体入口和液体产物出口的分离容器，其中所述流体入口是与所述交换器出口流体流动连通的；和
再循环回路，该回路用于提供在所述液体产物出口和所述交换器入口之间的流体流动连通，其中所述再循环回路包含具有吸入口和出料口的泵，
其中所述泵的所述吸入口与所述分离容器的所述液体产物出口隔开了第一垂直距离(Y1)，其中所述泵的所述吸入口与所述交换器出口隔开了第二垂直距离(Y2)，其中所述第二垂直距离与所述第一垂直距离的比(Y2∶Y1)大于0.25。
CN2008801191761A 2007-12-07 2008-11-21 用于生产低杂质聚酯的系统 Active CN101888899B (zh)

Applications Claiming Priority (4)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11/952,203 US7834109B2 (en) 2007-12-07 2007-12-07 System for producing low impurity polyester
US11/952,203 2007-12-07
US11/952203 2007-12-07
PCT/US2008/013038 WO2009075722A1 (en) 2007-12-07 2008-11-21 Process for esterification comprising a heat exchanger

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN101888899A true CN101888899A (zh) 2010-11-17
CN101888899B CN101888899B (zh) 2013-06-19

Family

ID=40409943

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN2008801191761A Active CN101888899B (zh) 2007-12-07 2008-11-21 用于生产低杂质聚酯的系统

Country Status (10)

Country Link
US (1) US7834109B2 (zh)
EP (1) EP2222397B1 (zh)
CN (1) CN101888899B (zh)
AT (1) ATE525127T1 (zh)
BR (1) BRPI0820364B1 (zh)
CA (1) CA2706838C (zh)
ES (1) ES2369122T3 (zh)
MX (1) MX2010004590A (zh)
PL (1) PL2222397T3 (zh)
WO (1) WO2009075722A1 (zh)

Families Citing this family (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US8431306B2 (en) 2010-03-09 2013-04-30 Xerox Corporation Polyester resin containing toner
EP2723486A4 (en) * 2011-06-27 2015-04-29 Burton Rachel Reactor System
CN203030282U (zh) * 2013-01-28 2013-07-03 厦门巨晟机械工程有限公司 一种生产乙氧基化衍生物的装置

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1122538A (en) * 1966-03-31 1968-08-07 Fischer Karl Process for the esterification of terephthalic acid with glycols
US3590072A (en) * 1966-11-18 1971-06-29 Monsanto Co Method for direct esterification of terephthalic acid with ethylene glycol
CN1347335A (zh) * 1999-04-24 2002-05-01 拜尔公司 蒸发热塑性聚合物的聚合物溶液的方法和设备以及通过蒸发获得的聚碳酸酯
CN1612906A (zh) * 2000-12-07 2005-05-04 伊斯曼化学公司 使用管式反应器的低成本聚酯工艺
CN1827581A (zh) * 2006-04-07 2006-09-06 华南理工大学 醋酸乙酯和醋酸丁酯的生产方法及其设备

Family Cites Families (27)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE1128657B (de) 1960-02-20 1962-04-26 Glanzstoff Ag Vorrichtung zur kontinuierlichen Polykondensation von Diolestern der Terephthalsaeure
CH465875A (de) * 1966-09-16 1968-11-30 Inventa Ag Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Polyestern
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
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
US4146729A (en) 1977-04-07 1979-03-27 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for preparing poly(ethylene terephthalate)
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
US5324853A (en) 1993-01-19 1994-06-28 Exxon Chemical Patents Inc. Process for the production of plasticizer and polyolesters
US5811496A (en) 1995-12-21 1998-09-22 E.I. Du Pont De Nemours And Company Process for polymerization of polyester oligomers
TW541321B (en) 1996-09-04 2003-07-11 Hitachi Ltd Process and apparatus for continuous polycondensation
TW482790B (en) 1997-05-06 2002-04-11 Teijin Ltd Method for continuous production of polyester
DE10080450T1 (de) 1999-02-10 2001-05-17 Toshiba Kawasaki Kk Kohlenmonoxidumwandlungsvorrichtung für eine Brennstoffzelle und Brennstoffzellen-Energiegewinnungssystem
JP4109784B2 (ja) 1999-03-09 2008-07-02 株式会社日本触媒 蒸気分散装置を有する精製装置
BE1012945A6 (fr) * 1999-10-27 2001-06-05 Pantochim Sa Procede continu pour convertir un diester d'ether de polytetramethylene en ether glycol de polytetramethylene.
WO2001083582A1 (fr) 2000-04-27 2001-11-08 Teijin Limited Procede de production en continu de polyester
US6906164B2 (en) 2000-12-07 2005-06-14 Eastman Chemical Company Polyester process using a pipe reactor
DE10155419B4 (de) 2001-11-12 2005-06-16 Inventa-Fischer Gmbh & Co. Kg Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von hochmolekularem Polyester sowie Vorrichtung zur Durchführung des Verfahrens
US6649263B2 (en) 2001-11-16 2003-11-18 Honeywell International Inc. Polyester resin and industrial yarn process
DE10219671A1 (de) 2002-05-02 2003-11-20 Zimmer Ag Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von Polyestern, Copolyestern und Polycarbonaten
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
US7074879B2 (en) 2003-06-06 2006-07-11 Eastman Chemical Company Polyester process using a pipe reactor
DE10336164B4 (de) 2003-08-07 2005-08-25 Zimmer Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polymeren durch Schmelzkondensation
DE102004034708B4 (de) 2004-07-17 2008-04-10 Lurgi Zimmer Gmbh Verfahren zur absatzweisen Herstellung von Polymeren durch Schmelzekondensation
WO2006083250A1 (en) 2005-02-03 2006-08-10 Stepan Company Continuous segmented plug flow reactor
US7943094B2 (en) 2006-12-07 2011-05-17 Grupo Petrotemex, S.A. De C.V. Polyester production system employing horizontally elongated esterification vessel
US7649109B2 (en) 2006-12-07 2010-01-19 Eastman Chemical Company Polyester production system employing recirculation of hot alcohol to esterification zone
US20080139780A1 (en) 2006-12-07 2008-06-12 Debruin Bruce Roger Polyester production system employing short residence time esterification

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1122538A (en) * 1966-03-31 1968-08-07 Fischer Karl Process for the esterification of terephthalic acid with glycols
US3590072A (en) * 1966-11-18 1971-06-29 Monsanto Co Method for direct esterification of terephthalic acid with ethylene glycol
CN1347335A (zh) * 1999-04-24 2002-05-01 拜尔公司 蒸发热塑性聚合物的聚合物溶液的方法和设备以及通过蒸发获得的聚碳酸酯
CN1612906A (zh) * 2000-12-07 2005-05-04 伊斯曼化学公司 使用管式反应器的低成本聚酯工艺
CN1827581A (zh) * 2006-04-07 2006-09-06 华南理工大学 醋酸乙酯和醋酸丁酯的生产方法及其设备

Also Published As

Publication number Publication date
ES2369122T3 (es) 2011-11-25
CA2706838A1 (en) 2009-06-18
CN101888899B (zh) 2013-06-19
US20090149626A1 (en) 2009-06-11
PL2222397T3 (pl) 2012-02-29
BRPI0820364A2 (pt) 2015-05-12
MX2010004590A (es) 2010-05-13
ATE525127T1 (de) 2011-10-15
EP2222397B1 (en) 2011-09-21
US7834109B2 (en) 2010-11-16
WO2009075722A1 (en) 2009-06-18
EP2222397A1 (en) 2010-09-01
BRPI0820364B1 (pt) 2019-03-26
CA2706838C (en) 2012-11-06

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN101626825B (zh) 使用无搅拌的酯化反应器的聚酯生产系统
US7943094B2 (en) Polyester production system employing horizontally elongated esterification vessel
CN101888899B (zh) 用于生产低杂质聚酯的系统
US7649109B2 (en) Polyester production system employing recirculation of hot alcohol to esterification zone
CN101687165A (zh) 具有优化的加热和相分离的反应器系统
CN101553308A (zh) 采用短停留时间酯化的聚酯制备体系
EP2115030B1 (en) Polyester production system employing hot paste to esterification zone
CN101687169A (zh) 带有分流的倾斜管状反应器
CN101743058A (zh) 水平的带有塔板的反应器

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
ASS Succession or assignment of patent right

Owner name: PEMEX GROUP LLC

Free format text: FORMER OWNER: EASTMAN CHEM CO.

Effective date: 20110916

C41 Transfer of patent application or patent right or utility model
TA01 Transfer of patent application right

Effective date of registration: 20110916

Address after: Nuevo Leon, Mexico

Applicant after: Grupo Petrotemex Sa De Cv

Address before: Tennessee

Applicant before: Eastman Chem Co.

C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant