CN112876452A - 一种丙交酯的制备方法以及反应装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种丙交酯的制备方法以及反应装置，所述制备方法包括如下步骤：(1)将如下反应在反应精馏塔I中进行：使乳酸进行初步聚合反应，得到第一乳酸低聚物；(2)将如下反应耦合至反应精馏塔II中进行：使所述第一乳酸低聚物进行低聚反应，得到第二乳酸低聚物，使所述第二乳酸低聚物进行第一解聚反应，得到丙交酯初产品；(3)使所述反应精馏塔II的塔釜液进入反应精馏塔III中，进行第二解聚反应，得到所述丙交酯。相比于目前工业主流的已知技术，本发明极大简化乳酸两步法的流程和设备，显著的降低了设备投资和生产成本，具备突出的经济性优势。

Description

一种丙交酯的制备方法以及反应装置

技术领域

本发明涉及丙交酯技术领域，尤其涉及一种丙交酯的制备方法以及反应装置。

背景技术

聚乳酸(PLA)也被称为聚丙交酯，是一种以可再生的植物资源为原料经过化学合成制备的典型可生物降解高分子材料。近年来，PLA全球市场需求增加迅猛，预计未来几年需求量将以每3-5年翻一番的速度增加，并预计将会长期处于供不应求的情况。全球禁塑和垃圾分类为可降解塑料带来了巨大潜在市场，特别是一次性塑料制品。

目前，PLA的工业生产一般采用丙交酯开环聚合法，丙交酯作为合成PLA的关键中间体，其合成工艺和关键设备是业内研究的重点方向。目前工业上合成丙交酯一般采用乳酸两步法，即乳酸首先发生聚合得到一定分子量的乳酸低聚物，然后该乳酸低聚物在催化剂存在下进行裂解、环化反应获得粗丙交酯，粗丙交酯经提纯获得合格的丙交酯产品，如US1095205(1914)，US2668162(1954)，US4835293(1989)，US4797468(1989)，US5053522(1991)，US5247058(1993)，WO9509879A1(1995)，CN11122559A(1995)，EP98203427.4(1998)，US6005067A(1999)，CN1688569A，(2003)CN105814110(2014)等公开的技术。

但是现有公开的已知技术，仍存在流程复杂，设备多投资大等问题，拉高了丙交酯的生产成本。如CN101096413A中公开的流程中，乳酸预聚和乳酸低聚物解聚过程就包括5台反应釜，4套精馏塔以及附属必要的装置共27台设备，流程复杂、设备数量多。另外，以上公开的技术中未提及解聚焦油的回收利用，如果增加焦油回用工序，流程势必将更加复杂。

反应器是制备丙交酯的核心技术，研究人员做了很多的探索，如US5258488采用釜式反应器，JP3083461/93，EP0893462A2采用带反应精馏的釜式反应器，US5023349，WO9318019A1采用塔式反应器。鉴于该反应体系的热敏性，特备需要强的传热、传质能力，低停留时间的反应器形式，因此更多的公开技术采用强化传热、传质的反应器，特别是薄膜式反应器，如WO9509879、KP20140023143公开了卧式、立式管式降膜反应器等，以及WO9509879、CA2113799公开的采用带转动部件的立式刮膜反应器，EP1873185公开了卧式刮膜薄膜反应器等。

现有公开技术虽然一定程度上解决了聚乳酸解聚制备丙交酯对传热、传质的高要求，并实现了工业化，但仍存在一定问题。如WO9509879、KP20140023143公开的卧式、立式管式降膜反应器，因停留时间短，需要更大的设备投资或者更高的温度、催化剂浓度，造成副反应增加，产品品质下降。WO9509879、CA2113799公开的采用带转动部件的立式刮膜反应器，EP1873185公开了卧式刮膜薄膜反应器，传热效果好，但用动设备强化换热代价高，设备精度要求高、性价比不高，同时也存在停留时间过短，设备处理能力低等问题。

PLA的制备过程中，为了获得更高的分子量和产品性能，对原料丙交酯的杂质如酸份等要求非常严格。如道达尔-科碧恩公司的丙交酯产品一般控制酸分<7meq/kg产品。但是因为物性的关系，酸份的脱除非常困难。CN107531663A公开了粗丙交酯在升温条件下保持至少5小时以控制乳酸、低聚物含量的技术。WO9509879A1公开了利用分凝脱除粗丙交酯中的乳酸，进而降低分离工序对脱除乳酸的压力。EP0893462A2，JP308346/93，CN1894193A公开的反应精馏解聚制备丙交酯的技术，使进入丙交酯提纯工序的流股中的乳酸低聚显著降低，有利于减少精制工序的提纯难度，抑制副反应，提高提纯收率。

但是现有公开的已知的技术中，粗丙交酯高温下保持至少5小时，设备投资大，效率低，伴随丙交酯聚合等副反应降低了收率；部分冷凝脱乳酸的方案，脱除效果不佳，且能量利用仍有改善空间。现有反应精馏解聚的已知技术，乳酸低聚物大量的以液相形式回流到解聚反应器中然后被蒸发到气相重新进入精馏塔，造成乳酸低聚物在解聚反应器中的内部循环和累积，消耗了大量的能量，并且显著增加了解聚反应器中的酸分，增加了副反应。

综上，如何在现有技术基础上，进一步的简化流程和设备，降低生产成本是业内仍将继续面对的问题，以及在控制粗丙交酯中乳酸、低聚物等方面，仍存在继续优化的空间。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明的目的之一在于提供一种丙交酯的制备方法。所述制备方法极大简化乳酸两步法的流程和设备，降低整个丙交酯生产装置的能耗和生产成本，同时又能够得到高质量的丙交酯产品。

为达此目的，本发明采用如下技术方案：

本发明提供一种丙交酯的制备方法，所述制备方法包括如下步骤：

(1)将如下反应在反应精馏塔I中进行：使乳酸进行初步聚合反应，得到第一乳酸低聚物；

(2)将如下反应耦合至反应精馏塔II中进行：使所述第一乳酸低聚物进行低聚反应，得到第二乳酸低聚物，使所述第二乳酸低聚物进行第一解聚反应，得到丙交酯初产品；

(3)使所述反应精馏塔II的塔釜液进入反应精馏塔III中，进行第二解聚反应，得到所述丙交酯。

初步聚合反应指的是乳酸的酯化、脱水得到分子量较低的聚乳酸的过程，一般的聚合分子量为200-800，优选200-500，低聚反应指的是所述的初步聚合产物进一步的发生聚合反应，获得更高分子另的聚乳酸的过程，一般的分子量为1000-2500。

本发明提供了一种新型的丙交酯制备方法，使乳酸的初步聚合反应在反应精馏塔I中进行，并将乳酸低聚物的低聚反应和一部分的解聚反应耦合在反应精馏塔II中，简化了工艺步骤，同时又能够得到高纯度的L(或D)-丙交酯产品。

本发明的研究人员，为了进一步的简化流程，降低成本，尝试将初步聚合与低聚反应设置在两个反应精馏塔中进行，并将低聚反应和一部分的解聚反应耦合在同一个反应精馏塔中，发现在本发明提供的新型工艺以及设备条件下，可以获得和传统工艺相当，甚至更好的结果。设备投资和能耗都得到显著的下降，具备显著的经济优势。

此外，解聚反应分两步进行，并将第一解聚反应的气相组成脱除到气相中并进入反应精馏塔I中循环到预聚反应中，能够显著的降低进入第二解聚反应的乳酸预聚物的游离乳酸和乳酸低聚物含量，进而抑制解聚反应的副反应，显著降低解聚反应产物即粗丙交酯的水分、酸值等关键指标。

优选地，步骤(1)中，所述第一乳酸低聚物的重均分子量为200-800，例如250、300、350、400、450、500、550、600、650、700、750等，优选250-500。

优选地，步骤(1)中，所述反应精馏塔I的操作压力为10～200kPaA(本文中出现的压力单位如无特殊说明，均指的是绝对压力)，例如20kPaA、30kPaA、40kPaA、50kPaA、60kPaA、70kPaA、80kPaA、90kPaA、100kPaA、110kPaA、120kPaA、130kPaA、140kPaA、150kPaA、160kPaA、170kPaA、180kPaA、190kPaA等，优选15～100kPaA。

优选地，步骤(1)中，所述反应精馏塔I的操作温度为5～170℃，例如10℃、20℃、30℃、40℃、50℃、60℃、70℃、80℃、90℃、100℃、110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃等，优选40-150℃。

优选地，步骤(1)中，所述初步聚合反应的压力为0.1～2BarA，例如0.2BarA、0.3BarA、0.4BarA、0.5BarA、0.6BarA、0.7BarA、0.8BarA、0.9BarA、1BarA、1.1BarA、1.2BarA、1.3BarA、1.4BarA、1.5BarA、1.6BarA、1.7BarA、1.8BarA、1.9BarA等，优选0.15～1BarA。

优选地，步骤(1)中，所述初步聚合反应的温度为100～180℃，例如110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃、170℃等，优选120-170℃。

优选地，所述制备方法还包括：将乳酸进行脱游离水处理耦合至反应精馏塔I中进行。

优选地，所述脱游离水处理的方法包括在升温、真空条件下的蒸馏，或者在常压到高于大气压的条件下的蒸馏或者采用N₂等惰性气体的气提。为了更好的实现本发明中将脱游离水处理和预聚等工艺耦合的目的，本发明优选在升温下蒸发，脱除游离水的温度一般为100～170℃，优选120～150℃，压力为10～200kPaA，优选15～100kPaA。

优选地，所述制备方法还包括：将水的纯化反应耦合至反应精馏塔I中进行。

优选地，所述纯化的方法包括塔顶冷凝器回流到精馏塔I的上部填料部分，与上升包含乳酸的气相在填料段进行逆流接触，通过精馏作用回收气相中的乳酸，最终塔顶得到几乎不含乳酸的水相。实现水的纯化操作的温度一般为40-150℃，优选40-120℃，压力为10～200kPaA，优选15～100kPaA。

优选地，步骤(2)中，所述第二乳酸低聚物的重均分子量为800-5000，例如1000、1200、1400、1600、1800、2000、2200、2400、2600、2800、3000、3200、3400、3600、3800、4000、4200、4400、4600、4800等，优选1000-2500。

优选地，步骤(2)中，所述反应精馏塔II的操作压力为0.1～5kPaA，例如1kPaA、2kPaA、3kPaA、4kPaA等，优选0.5～2kPaA。

优选地，步骤(2)中，所述反应精馏塔II的操作温度为120～180℃，例如130℃、140℃、150℃、160℃、170℃、180℃等，优选140-170℃。

优选地，步骤(2)中，所述低聚反应的压力为0.5～5kPaA，例如1kPaA、1.5kPaA、2kPaA、2.5kPaA、3kPaA、3.5kPaA、4kPaA、4.5kPaA等，优选1～2kPaA。

优选地，步骤(2)中，所述低聚反应的温度为120-180℃，例如130℃、140℃、150℃、160℃、170℃等，优选140-170℃。

优选地，步骤(2)中，所述第一解聚反应在所述反应精馏塔II的塔釜再沸器中进行。

优选地，步骤(2)中，所述第一解聚反应中，第二乳酸低聚物的转化率≤20％，例如1％、2％、3％、4％、5％、6％、7％、8％、9％、10％、11％、12％、13％、14％、15％、16％、17％、18％、19％等，优选≤10％，进一步优选≤5％。

在本发明的优选技术方案中，将第一部分解聚反应的转化率控制在20％以下，是因为在精馏塔II中的第一解聚反应中，解聚的气相产物将直接上升进入精馏塔II的上层塔盘中，从而造成预聚反应的单程收率的降低。在满足本发明的目的基础上，适当控制第一解聚反应的转化率对提高收率是有益的，本发明认为比较合适的数据是20％以内。

优选地，步骤(2)中，所述第一解聚反应的温度≤210℃，例如150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃等，优选180-200℃。

优选地，步骤(2)中，所述第一解聚反应的压力为0.1～5kPaA，例如1kPaA、2kPaA、3kPaA、4kPaA、5kPaA等，优选0.5～2kPaA。

优选地，步骤(3)中，所述第二解聚反应的温度为170-240℃，例如180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃等，优选180-220℃。

优选地，步骤(3)中，所述第二解聚反应的压力为0.1～5kPaA，例如1kPaA、2kPaA、3kPaA、4kPaA等，优选0.5～2kPaA。

优选地，所述制备方法还包括：将步骤(3)反应得到的解聚焦油的水解反应耦合至反应精馏塔I中进行。实现了解聚焦油的循环回用，降低了原料单耗，同时未显著增加设备和投资，可显著的降低生产总成本。

优选地，所述水解反应的温度为100～170℃，例如110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃等，优选120-150℃。

优选地，所述水解反应的压力为10～200kPaA，例如20kPaA、40kPaA、60kPaA、80kPaA、100kPaA、120kPaA、140kPaA、160kPaA、180kPaA等，优选15～100kPaA。

优选地，步骤(3)中，所述反应精馏塔II的塔釜液通过保温管道进入所述反应精馏塔III。

优选地，所述保温管道的温度为140-150℃，例如141℃、142℃、143℃、144℃、145℃、146℃、147℃、148℃、149℃等。

优选地，所述制备方法具体包括如下步骤：

(1)将如下反应耦合至反应精馏塔I中进行：进行乳酸的脱水处理、乳酸的初步聚合反应、水的纯化反应以及解聚焦油的水解反应；

(2)将如下反应耦合至反应精馏塔II中进行：使所述初步聚合反应得到的第一乳酸低聚物进行低聚反应，得到第二乳酸低聚物，使所述第二乳酸低聚物进行第一解聚反应，得到丙交酯初产品；

(3)使所述反应精馏塔II的塔釜液进入反应精馏塔III中，进行第二解聚反应，得到所述丙交酯。

在本发明的优选技术方案中，将原料乳酸脱游离水、乳酸初步聚合反应、水的纯化以及解聚焦油的水解反应耦合到反应精馏塔I中发生；乳酸低聚反应、乳酸低聚物的部分解聚反应耦合到反应精馏塔II中发生。在已经公开的现有技术中，上述的游离水脱除，水的纯化，聚合反应以及解聚焦油的水解，以及乳酸聚合反应和第一解聚反应的反应条件存在较大的差距，所以已经公开的传统工艺采取了多个不同的反应器或其他设备来处理以上不同的工序，造成工艺流程复杂，设备数量多，控制繁琐。但本发明的研究人员发现，在适当的牺牲部分操作偏离最优工艺的条件下，通过巧妙的工艺优化，仍可满足生产的需要，并最终在优选的工艺取舍的基础上，将以上多个目的，多个工序的操作耦合到2台反应精馏塔中进行，实现了设备和流程的极大简化。

优选地，所述反应精馏塔III自下而上包括解聚反应段、聚合反应段和精馏段。

优选地，在步骤(3)之后进行如下步骤：

(4)使步骤(3)得到的丙交酯在反应精馏塔III的精馏段进行第一次精馏，精馏段底部得到液相流股；

(5)使所述液相流股进入反应精馏塔III的聚合反应段，其中的乳酸和乳酸低聚物在反应精馏塔III的聚合反应段进行聚合反应，得到的产物再在反应精馏塔III的解聚反应段进行解聚反应，解聚液相产物返回至反应精馏塔I。

在本发明的优选技术方案中，通过使精馏塔的液相流股中的乳酸和乳酸低聚物进一步聚合反应，将残存的乳酸、乳酸低聚物转化为更高分子量的聚乳酸，并在循环回反应精馏塔III时重新分解为丙交酯。避免了传统工艺中因乳酸低聚物在解聚反应器和精馏塔或本发明的反应精馏塔III的精馏段与解聚段之间气相、液相内部循环，大量耗能并催化大量副反应。因此，本发明中公开的反应精馏塔III的工艺特别是在反应精馏塔III中设置聚合段的技术，可以提高收率，最终可以得到高光学纯度的L(或D)-丙交酯产品，并进一步降低了生产成本。。

优选地，步骤(4)还包括：在所述反应精馏塔III的侧线采出第一丙交酯流股。

本发明优选在精馏塔的侧线采出丙交酯流股，是因为侧线流股中丙交酯的含量较高，乳酸以及乳酸低聚物的含量较低，能够进一步提高产品质量。

优选地，所述第一丙交酯流股为液相流股。

优选地，所述侧线采出的位置至反应精馏塔III底部的距离为所述反应精馏塔III总高度的1/3-1/2。

本发明优选在距离精馏塔底部的1/3-1/2处进行侧线采出，在该位置，丙交酯的含量最高，乳酸以及乳酸低聚物的含量最低，更进一步提高丙交酯产品的质量。

优选地，所述第一丙交酯流股中乳酸的含量<1％，例如0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％等，优选<0.5％。

优选地，所述第一丙交酯流股中乳酸低聚物含量<1％，例如0.01％、0.02％、0.03％、0.04％、0.05％、0.06％、0.07％、0.08％、0.09％、0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％等，优选<0.2％，进一步优选<0.1％。

优选地，步骤(4)中，所述第一次精馏的温度为100～150℃，例如110℃、120℃、130℃、140℃等。

优选地，步骤(4)中，所述第一次精馏的压力为0.1～5kPaA，例如1kPaA、1.5kPaA、2kPaA、2.5kPaA、3kPaA、3.5kPaA、4kPaA、4.5kPaA等，优选0.5～2kPaA。

优选地，步骤(4)中，所述第一次精馏的压力与步骤(3)中所述解聚反应的压力相同。

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应的时间≥1h，例如1.5h、2h、2.5h、3h、3.5h、4h、4.5h、5h、5.5h、6h、6.5h、7h、7.5h、8h、8.5h、9h、9.5h等，优选1-10h，进一步优选1-5h，更进一步优选1-2h。

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应的温度为100～240℃，例如110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃等。

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应的时间≥1h，所述聚合反应的温度为100～240℃。

本发明优选上述特定的反应时间和温度，在该范围之内，能够保证乳酸和乳酸低聚物可以充分的聚合，但同时不会出现过高分子量的聚乳酸产物，从而影响解聚反应的反应速率和产物收率。

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应的温度低于所述第二解聚反应的温度。

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应的温度高于所述侧线采出位置的温度。

本发明优选侧线采出温度、聚合温度和解聚反应温度依次升高，这样能够将聚合温度控制在较合理的范围，避免温度过低聚合反应速率过低，或者温度过高造成乳酸、乳酸二聚体等的大量气化，以及聚合产物的高温分解，增加了能耗降低了聚合反应的收率，从而进一步提高装置收率和经济性。

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应在反应容器或反应精馏塔盘中进行。

优选地，所述塔底液相流股在所述反应精馏塔盘停留的时间为1～10h，例如1.5h、2h、2.5h、3h、3.5h、4h、4.5h、5h、5.5h、6h、6.5h、7h、7.5h、8h、8.5h、9h、9.5h等，优选1～5h，进一步优选1～2h。

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应得到的乳酸低聚物的重均分子量为800-2500，例如1000、1100、1200、1300、1400、1500、1600、1700、1800、1900、2000、2100、2200、2300、2400等。

本发明优选聚合得到上述特定分子量的乳酸低聚物，较高的分子量能够有效的降低粗丙交酯中残留乳酸以及乳酸低聚物的含量，降低最终丙交酯产品的酸值，从而能够进一步提高最终丙交酯产品的质量。

优选地，所述制备方法还包括步骤(6)：使所述第一丙交酯流股进入精馏塔IV中进行第二次精馏，并在所述精馏塔IV的侧线采出第二丙交酯流股，结晶，得到所述丙交酯。

优选地，所述第二次精馏的温度为130℃-160℃，例如135℃、140℃、145℃、150℃、155℃等。

优选地，所述第二次精馏的压力为0.1～5kPaA，例如0.5kPaA、1kPaA、1.5kPaA、2kPaA、2.5kPaA、3kPaA、3.5kPaA、4kPaA、4.5kPaA等。

优选地，所述第二丙交酯流股的流量占精馏塔IV进料流量的60-90％，例如65％、70％、75％、80％、85％等，优选70-80％。

优选地，所述制备方法包括如下步骤：

(1)将如下反应耦合至反应精馏塔I中进行：进行乳酸的脱水处理、乳酸的初步聚合反应、水的纯化反应以及解聚焦油的水解反应；

(2)将如下反应耦合至反应精馏塔II中进行：使所述初步聚合反应得到的第一乳酸低聚物进行低聚反应，得到第二乳酸低聚物，使所述第二乳酸低聚物进行第一解聚反应；

(3)使所述反应精馏塔II的塔釜液进入反应精馏塔III中，在反应精馏塔III的解聚反应段进行第二解聚反应。

(4)使步骤(3)得到的丙交酯进入反应精馏塔III的精馏段在100～150℃、0.1～5kPaA下进行第一次精馏，精馏段底部得到液相流股，并在所述反应精馏塔III的侧线采出乳酸的含量<1％、乳酸低聚物含量<1％的第一丙交酯流股；

(5)使所述液相流股进入反应精馏塔III的聚合反应段，其中的乳酸和乳酸低聚物在反应精馏塔III的聚合反应段在100～240℃温度下进行聚合反应至少1h，得到重均分子量为800-2500的乳酸低聚物，得到的产物再在反应精馏塔III的解聚反应段中进行解聚反应，解聚液相产物返回至反应精馏塔I；

(6)使所述第一丙交酯流股进入精馏塔IV中在130℃-160℃、0.1～5kPaA下进行第二次精馏，并在所述精馏塔IV的侧线采出占进料流量70-80％的第二丙交酯流股，结晶，得到所述丙交酯。

本发明的目的之二在于提供一种用于目的之一所述的制备方法中的反应装置，所述反应装置包括通过管线依次连接的反应精馏塔I、反应精馏塔II和反应精馏塔III。

所述反应精馏塔I、反应精馏塔II和反应精馏塔III中各自独立地设置有至少两个板式精馏塔盘。

优选地，所述板式精馏塔盘包括筛板、固阀、浮阀、泡罩或喷射塔盘。

优选地，所述板式精馏塔盘包含塔板、气相通道、溢流堰、降液管和导流板。

优选地，每级板式精馏塔盘包含至少两个相互平行的气相通道，所述板式精馏塔盘上由壳体、塔板、溢流堰和气相通道围成的空间为液相通道。

优选地，所述塔板上方、液相高度内设置有换热管。

优选地，所述气相通道与所述塔板垂直。

优选地，所述气相通道高度大于和所述精馏塔盘上的液相高度。

本发明的上述优选技术方案中，塔板上设置供气液两相分别通过的通道，反应得到气液两相产物，液相反应液呈薄膜状水平流过所述塔板表面，气相通过气相通道穿过塔板，与塔板呈垂直方向流动。

优选地，所述板式精馏塔盘位于所述反应精馏塔I或反应精馏塔II的进料口下方。

优选地，所述板式精馏塔盘上设置有加热管道。

优选地，所述板式精馏塔盘包括从受液盘到降液管之间的方向设置至少两个相互平行的条形气体通道，所述条形气体通道不经过塔盘上的液层；所述条形气相通道之间围成的通道为液相通道；液相通道设置有垂直于条形气相通道且高低交替的液相导流板。示例性地，所述板式精馏塔盘的水平视角结构如图1所示，俯视视角结构如图2所示。

通过采用上述板式精馏塔盘，可实现反应精馏塔内液相的平推流流动，在保证传热传质的基础上，可显著减少因液相返混造成的停留时间分布过宽等问题，可获得分子量分布更窄的乳酸低聚物，进而在解聚反应中获得更好的丙交酯收率和产品质量。

所述反应精馏塔I包括塔体I以及与所述塔体I底部进料口相连的第一再沸器。第一再沸器为反应精馏塔I提供上升蒸汽以及反应所需的热量。优选地，所述反应精馏塔I不含所述第一再沸器。

优选地，所述反应精馏塔II包括塔体II以及与所述塔体II底部进料口相连的第二再沸器。第二再沸器为反应精馏塔II提供上升蒸汽，并且作为第一次解聚反应的反应器为第一解聚反应提供反应所需的热量。

在本发明提供的反应装置中，反应精馏塔II的塔釜液通过带有加热装置的保温管道进入反应精馏塔III进行第二解聚反应，保温管道内乳酸低聚物的温度维持在140-150℃，以保证乳酸低聚物呈液态流动。

优选地，所述反应精馏塔III的下段设置有蒸馏罐。蒸馏罐带有加热夹层，夹层内采用油加热或者蒸汽加热的方式维持蒸馏罐内乳酸低聚物的温度在170-240℃，通过真空泵维持蒸馏罐内的真空压力0.1～5kPaA，使丙交酯以气态形式被蒸出。

在本发明的一个优选技术方案中，所述反应精馏塔III自下而上包括解聚反应段、聚合反应段和精馏段，所述解聚反应段设置有解聚反应器，所述聚合反应段设置有反应精馏塔盘。

优选地，所述解聚反应器为薄膜反应器，优选包括降膜式解聚反应器或卧式解聚反应器。

优选地，所述卧式解聚反应器为长径比大于1的反应容器卧式放置，其中水平设置反应精馏塔盘。

优选地，所述反应容器包括釜式反应器、管式反应器或列管反应器，优选具有加热功能的列管式反应器。

优选地，所述反应精馏塔盘为板式精馏塔盘。

优选地，所述反应精馏塔盘包括从受液盘到降液管之间的方向设置至少两个相互平行的条形气体通道，所述条形气体通道不经过塔盘上的液层；所述条形气相通道之间围成的通道为液相通道；液相通道设置有垂直于条形气相通道且高低交替的液相导流板。具体如图3所示。

在本发明的优选技术方案中，采用大持液量的平推流反应精馏塔盘，将所述的高温下液相反应容器集成到精馏塔中，增加了集成度、简化了流程，并且最大限度的获得平推流的流动效果，减少了返混和副反应，并最终提高了反应收率，降低了生产成本。

优选地，所述反应精馏塔III上设置有第一侧线采出装置。侧线获得粗丙交酯产品，可以显著的降低粗丙交酯中的乳酸、水分以及乳酸低聚物，显著的降低下游分离工序的技术难度和制造成本。

优选地，所述第一侧线采出装置至反应精馏塔III底部的距离为所述反应精馏塔III总高度的1/3-1/2。

优选地，所述反应装置还包括与所述第一侧线采出装置通过管线连接的精馏塔IV，且所述精馏塔IV上设置有第二侧线采出装置。

优选地，所述反应装置还包括与所述第二侧线采出装置通过管线连接的结晶装置。

相较于现有技术，本发明具有如下有益效果：

本发明提供了一种新型的丙交酯制备方法，使乳酸的初步聚合反应在反应精馏塔I中进行，并将乳酸低聚物的低聚反应和一部分的解聚反应耦合在反应精馏塔II中，简化了工艺步骤，同时又能够得到高纯度的L(或D)-丙交酯产品。相比于目前工业主流的已知技术，本发明提供的方法和装置，显著的降低了设备投资和生产成本，具备突出的经济性优势。

附图说明

图1是本发明的一个具体实施方式中的反应装置图。

图2是本发明的一个具体实施方式中板式精馏塔盘的水平视角结构示意图。

图3是本发明的一个具体实施方式中板式精馏塔盘的俯视视角结构示意图。

图4是本发明的一个具体实施方式中反应精馏塔III的解聚反应段的卧式薄膜解聚反应器的水平视图。

图5是本发明的一个具体实施方式中反应精馏塔III的解聚反应段的卧式薄膜解聚反应器的水俯视图。

具体实施方式

为便于理解本发明，本发明列举实施例如下。本领域技术人员应该明了，所述实施例仅仅是帮助理解本发明，不应视为对本发明的具体限制。

原料信息：本发明中实施例采用的L乳酸原料来自江西武藏野公司，L乳酸化学纯度88％，光学纯度99.7％；催化剂辛酸亚锡来自阿拉丁试剂，纯度为98％。

表征设备：实施例中物质的组成定量检测采用气相色谱法(GC)，色谱柱及色谱条件如下：

绘制各种组分的标准曲线，各组分的定量分析按如下公式进行：

将样品峰面积带入标准曲线公式计算出样品浓度。分析结果以mg/L为单位报告。采用外标曲线法对丙交酯异构体含量进行计算：

其中，

ω_L——样品中L-丙交酯浓度，％

A_L——L-丙交酯峰面积

m——称取样品质量，g

其中，

ω_D——样品中D-丙交酯浓度，％

A_D——D-丙交酯峰面积

m——称取样品质量，g

其中，

ω_m——样品中m-丙交酯浓度，％

A_m——m-丙交酯峰面积

m——称取样品质量，g。

实施例1

本实施例提供一种丙交酯的制备方法，制备方法具体如下：

(1)将如下反应耦合至反应精馏塔I中进行：进行乳酸的脱水处理、乳酸的初步聚合反应、水的纯化反应以及解聚焦油的水解反应；

(2)将如下反应耦合至反应精馏塔II中进行：使所述初步聚合反应得到的第一乳酸低聚物进行低聚反应，得到第二乳酸低聚物，使所述第二乳酸低聚物进行第一解聚反应；

(3)使所述反应精馏塔II的塔釜液进入反应精馏塔III中，在反应精馏塔III的解聚反应段进行第二解聚反应；

(4)使步骤(3)得到的丙交酯在反应精馏塔III的反应精馏段进行第一次精馏，得到塔底液相流股，并在所述反应精馏塔III的侧线采出第一丙交酯流股；

(5)使所述塔底液相流股中的乳酸和乳酸低聚物在反应精馏塔III的反应精馏段进行聚合反应，得到的产物再在反应精馏塔III的解聚反应段中进行解聚反应，解聚产物再次回到精馏塔III的反应精馏段进行精馏；

(6)使所述第一丙交酯流股进入精馏塔IV中进行第二次精馏，并在所述精馏塔IV的侧线采出第二丙交酯流股，结晶，得到所述丙交酯。

上述反应过程的操作参数如下：

反应精馏塔I压力15kPaA，塔顶温度40℃，塔盘上温度通道导热油温度控制，上部10块塔盘热油温度为60～130℃，下部10块塔盘热油温度为130-150℃；回流比1：1。反应精馏塔I进料40kg/h，催化剂辛酸亚锡的浓度为0.3％。

反应精馏塔II压力2kPaA，塔顶温度120℃，塔盘上温度通过导热油换热管来控制，从上到下都控制为150℃，回流比1:4。再沸器即第一解聚段温度为180℃。

反应精馏塔III压力0.5kPaA，解聚段塔盘上温度通过导热油换热管来控制，控制反应温度为220℃，回流比1:4，聚合段塔盘上无换热管。

本实施例还提供了一种用于上述制备方法中的反应装置，具体如下：

上述反应装置如图1所示，其中，反应精馏塔I塔径200mm，上部是1m高度的5*5mm的θ环填料，下部20块反应精馏塔盘，塔盘结构如图2和图3所示，塔盘持液高度100mm，塔盘上布置有导热盘管，用导热油控温。反应精馏塔II塔径200mm，精馏段是1m高度的5*5mm的θ环填料，精馏上部设置25块反应精馏塔盘为第二预聚段(塔盘结构如图2和图3所示)，塔盘持液高度200mm，塔盘上布置有导热盘管，用导热油控温，以及再沸器为第一解聚段。

反应精馏塔III自下而上包括解聚反应段、聚合反应段和精馏段，聚合反应段和精馏段塔径200mm，聚合反应段采用20块泡罩塔盘，塔盘持液高度200mm，液相停留时间为1h，精馏段装填1m高度的5*5mm的θ环填料，聚合反应段和精馏段中间侧线采出粗丙交酯产品。反应精馏塔III下部解聚反应段采用如图4和图5所示卧式薄膜解聚反应器作为解聚反应段，反应器直径1.6m，长度3m，设置5层塔盘，板间距200mm，塔盘堰高20mm，设置4排30*600mm的矩形气相通道，气相通道高度80mm，10根

长度1.7m导热油管，每层导热油管用一台循环油浴来控温。

反应结果：反应精馏塔I塔釜液乳酸低聚物Mw＝250，PDI＝1.311，反应精馏塔II塔釜液中乳酸低聚物Mw＝800，PDI＝1.552，第一解聚反应的转化率5％。反应精馏塔III塔中第二解聚反应收率65.0％，粗丙交酯光学纯度97.2％，乳酸含量0.66％，乳酸2～5聚产物总含量1.28％，解聚焦油的平均分子量Mw＝3365g/mol，PDI＝2.48。其中，乳酸2～5聚产物指的是乳酸二聚体、三聚体、四聚体和五聚体，以下实施例同理。

实施例2：

本实施例提供一种丙交酯的制备方法和反应装置，反应装置与实施例1相同，区别仅在于如下操作条件不同：

操作条件：反应精馏塔I压力为常压，塔顶温度100℃，塔盘上温度通过导热油换热管来控制，上部10块塔盘温度为150～160℃，下部10块塔盘温度为160～170℃；回流比1：1。反应精馏塔进料20kg/h。

反应精馏塔II压力1kPaA，塔盘上温度通过导热油换热管来控制，从上到下都控制为170℃，塔釜再沸器温度190℃。

反应结果：反应精馏塔I塔釜液乳酸低聚物Mw＝500，反应精馏塔II塔釜液乳酸低聚物Mw＝2500。反应精馏塔II中第一解聚反应的转化率为10％。反应精馏塔III塔中第二解聚反应的收率63.0％，粗丙交酯光学纯度96.5％，乳酸含量0.51％，乳酸2～5聚产物总含量1.24％。

实施例3

本实施例提供一种丙交酯的制备方法和反应装置，反应装置与实施例1相同，区别仅在于第一解聚反应段即反应精馏塔II的再沸器温度控制为200℃。

反应结果：反应精馏塔II中乳酸低聚物进行第一解聚反应的转化率为10％。反应精馏塔III塔中第二解聚反应收率64.2％，粗丙交酯光学纯度97.3％，乳酸含量0.46％，乳酸2～5聚产物总含量1.05％。

由以上结果可以看到，采用本发明的分步解聚的方法，可以通过调控第一解聚段的工艺来调控粗丙交酯的乳酸含量，粗丙交酯中乳酸以及乳酸低聚物的含量，有利于下游丙交酯的提纯以及产品酸分的控制。

实施例4

本实施例提供一种丙交酯的制备方法和反应装置，反应装置与实施例1相同，区别仅在于第一解聚反应段即反应精馏塔II的再沸器温度控制为210℃。

反应结果：反应精馏塔II中乳酸低聚物进行第一解聚反应的转化率为20％。反应精馏塔III塔中第二解聚反应收率53.8％，粗丙交酯光学纯度97.1％，乳酸含量0.41％，乳酸2～5聚产物总含量0.95％。

从反应结果可以看到，乳酸低聚物进行初步解聚反应的转化率越高，解聚产品的乳酸和乳酸低聚物可以进一步的降低。

实施例5

本实施例提供一种丙交酯的制备方法和反应装置，反应装置与实施例1相同，区别仅在于第一解聚反应段即反应精馏塔II的再沸器温度控制为220℃，反应精馏塔II中乳酸低聚物进行第一解聚反应的转化率为27％。

反应结果：第二解聚反应收率46.8％，粗丙交酯光学纯度96.8％，乳酸含量0.38％，乳酸2～5聚产物总含量0.94％。

从结果可以看到，虽然进一步提高第一解聚反应段的解聚转化率，第二解聚反应得到的粗丙交酯乳酸和乳酸低聚物含量仍可进一步的降低，但降低幅度已经不显著。同时，第二解聚反应的收率出现了显著的下降。因此，优选第一解聚反应段的转化率控制在20％以内。

实施例6

本实施例提供一种丙交酯的制备方法和反应装置，反应装置与实施例1相同，区别仅在于反应精馏塔I的塔顶压力为100kPaA，塔顶温度为100℃，上部的10块塔盘温度为100～130℃。

反应结果：反应精馏塔I塔釜液乳酸低聚物Mw＝280，PDI＝1.016，反应精馏塔II塔釜液中乳酸低聚物Mw＝800，PDI＝1.520。

可以看到通过调节反应精馏塔I的反应条件，可以调节乳酸低聚物的分子量和分子量分布。究其原因，在于解聚反应的解聚釜残中包含高分子量的乳酸聚合物，其在反应精馏塔中与乳酸水溶液混合，发生水解和酯交换反应获得低分子量的聚合物，解聚焦油的充分反应有利于获得分子量分布更窄的乳酸低聚物，对解聚反应的反应速率和收率有显著的影响。

实施例7

本实施例提供一种丙交酯的制备方法和反应装置，制备方法与实施例1相同，区别仅在于反应精馏塔盘更换为传统的泡罩塔盘，操作条件均与实施例1相同。

反应结果：反应精馏塔I塔釜液乳酸低聚物Mw＝271，PDI＝1.45，反应精馏塔II塔釜液中乳酸低聚物Mw＝810，PDI＝1.75，第一解聚反应的转化率5％。第二解聚反应收率63.6％，粗丙交酯光学纯度96.5％，乳酸含量0.68％，乳酸2～5聚产物总含量1.28％，解聚焦油的平均分子量Mw＝3375g/mol，PDI＝2.54。

从实施例7的结果可以看到，采用传统泡罩反应精馏塔盘仍可以获得不错的结果，但与本发明优选的平推流薄膜反应精馏塔盘比，乳酸低聚物的分子量分布显著变宽，会影响反应收率和产品光学纯度。

实施例8

本实施例提供一种丙交酯的制备方法和反应装置，制备方法与实施例2相同，区别仅在于反应精馏塔盘更换为传统的泡罩塔盘，操作条件均与实施例2相同。

反应结果：反应精馏塔I塔釜液乳酸低聚物Mw＝520，反应精馏塔II预聚反应段出口的液相中乳酸低聚物Mw＝2506，第一解聚反应的转化率10％。第二解聚反应的转化率63.2％，粗丙交酯光学纯度95.9％，乳酸含量0.59％，乳酸2～5聚产物总含量1.25％。

从实施例8的结果可以看到，采用传统泡罩反应精馏塔盘仍可以获得不错的结果，但与本发明公开的平推流薄膜反应精馏塔盘比，乳酸低聚物的分子量分布显著变宽，会影响反应收率和产品光学纯度。

对比例1：

本对比例提供一种丙交酯的制备，具体如下：

试验条件：初步聚合和低聚反应均采用间歇搅拌釜，乳酸为原料，控制体系压力为2.5kPaA，反应温度逐渐升高的150℃，并保温2h，反应产物乳酸低聚物Mw＝800。解聚采用不锈钢管式降膜蒸发器，32×2mm，长度6m，3根换热管，有效换热面积约1.6m²。控制解聚反应器反应温度240℃，压力0.5kPaA，催化剂辛酸亚锡的浓度为0.5％，进料量约2kg/h。

反应结果：

解聚的转化率55.8％，粗丙交酯光学纯度96.5％，乳酸含量5.04％，乳酸2～5聚产物总含量6.2％。

对比例2：

试验条件：预聚采用间歇搅拌釜，乳酸为原料，控制体系压力为2.0kPaA，反应温度逐渐升高的170℃，并保温3h，反应产物乳酸低聚物Mw＝2500。解聚采用对比例1相同的不锈钢管式降膜蒸发器，32×2mm，长度6m，3根换热管，有效换热面积约1.6m²。控制解聚反应器反应温度240℃，压力0.5kPaA，催化剂辛酸亚锡的浓度为0.5％，进料量约3kg/h。

反应结果：

解聚的转化率47.2％，粗丙交酯光学纯度96.0％，乳酸含量3.69％，乳酸2～5聚产物总含量5.7％。

对比实施例和对比例1～2的结果可以看出，采用本发明中的耦合反应精馏技术和反应器，可以获得和传统的釜式预聚、降膜解聚相近或更好的收率，同时可以显著的降低粗产品中游离乳酸以及乳酸低聚物的含量。

通过上述实施例和对比例可知，本发明提供的丙交酯的制备方法极大简化乳酸两步法的流程和设备，同时又能够获得高品质的丙交酯产品。

申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细方法，但本发明并不局限于上述详细方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细方法才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明产品各原料的等效替换及辅助成分的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (10)

1.一种丙交酯的制备方法，其特征在于，所述制备方法包括如下步骤：

(1)将如下反应在反应精馏塔I中进行：使乳酸进行初步聚合反应，得到第一乳酸低聚物；

(2)将如下反应耦合至反应精馏塔II中进行：使所述第一乳酸低聚物进行低聚反应，得到第二乳酸低聚物，使所述第二乳酸低聚物进行第一解聚反应，得到丙交酯初产品；

(3)使所述反应精馏塔II的塔釜液进入反应精馏塔III中，进行第二解聚反应，得到所述丙交酯。

2.根据权利要求1所述的制备方法，其特征在于，步骤(1)中，所述第一乳酸低聚物的重均分子量为200-800，优选250-500。

3.根据权利要求1或2所述的制备方法，其特征在于，步骤(1)中，所述反应精馏塔I的操作压力为10～200kPaA，优选15～100kPaA；

优选地，步骤(1)中，所述反应精馏塔I的操作温度为5～170℃，优选40-150℃；

优选地，步骤(1)中，所述初步聚合反应的压力为0.1～2BarA，优选0.15～1BarA；

优选地，步骤(1)中，所述初步聚合反应的温度为100～180℃，优选120-170℃。

4.根据权利要求1-3中任一项所述的制备方法，其特征在于，所述制备方法还包括：将乳酸进行脱游离水处理耦合至反应精馏塔I中进行；

优选地，所述制备方法还包括：将水的纯化反应耦合至反应精馏塔I中进行。

5.根据权利要求1-4中任一项所述的制备方法，其特征在于，步骤(2)中，所述第二乳酸低聚物的重均分子量为800-5000，优选1000-2500。

6.根据权利要求1-5中任一项所述的制备方法，其特征在于，步骤(2)中，所述反应精馏塔II的操作压力为0.1～5kPaA，优选0.5～2kPaA；

优选地，步骤(2)中，所述反应精馏塔II的操作温度为120～180℃，优选140-170℃；

优选地，步骤(2)中，所述低聚反应的压力为0.5～5kPaA，优选1～5kPaA；

优选地，步骤(2)中，所述低聚反应的温度为120～180℃，优选140-170℃；

优选地，步骤(2)中，所述第一解聚反应在所述反应精馏塔II的塔釜再沸器中进行；

优选地，步骤(2)中，所述第一解聚反应中，第二乳酸低聚物的转化率≤20％，优选≤10％，进一步优选≤5％；

优选地，步骤(2)中，所述第一解聚反应的温度≤210℃，优选180-200℃；

优选地，步骤(2)中，所述第一解聚反应的压力为0.1～5kPaA，优选0.5～2kPaA。

7.根据权利要求1-6中任一项所述的制备方法，其特征在于，步骤(3)中，所述第二解聚反应的温度为170-240℃，优选180-220℃；

优选地，步骤(3)中，所述第二解聚反应的压力为0.1～5kPaA，优选0.5～2kPaA；

优选地，所述制备方法还包括：将步骤(3)反应得到的解聚焦油的水解反应耦合至反应精馏塔I中进行；

优选地，步骤(3)中，所述反应精馏塔II的塔釜液通过保温管道进入所述反应精馏塔III；

优选地，所述保温管道的温度为140-150℃；

优选地，所述制备方法包括如下步骤：

(1)将如下反应耦合至反应精馏塔I中进行：进行乳酸的脱水处理、乳酸的初步聚合反应、水的纯化反应以及解聚焦油的水解反应；

(2)将如下反应耦合至反应精馏塔II中进行：使所述初步聚合反应得到的第一乳酸低聚物进行低聚反应，得到第二乳酸低聚物，使所述第二乳酸低聚物进行第一解聚反应，得到丙交酯初产品

(3)使所述反应精馏塔II的塔釜液进入反应精馏塔III中，进行第二解聚反应，得到所述丙交酯。

8.根据权利要求1-7中任一项所述的制备方法，其特征在于，所述反应精馏塔III自下而上包括解聚反应段、聚合反应段和精馏段；

优选地，在步骤(3)之后进行如下步骤：

(4)使步骤(3)得到的丙交酯在反应精馏塔III的精馏段进行第一次精馏，在精馏段底部得到液相流股；

(5)使所述液相流股进入反应精馏塔III的聚合反应段，其中的乳酸和乳酸低聚物在反应精馏塔III的聚合反应段进行聚合反应，得到的产物再在反应精馏塔III的解聚反应段进行解聚反应，解聚液相产物返回至反应精馏塔I；

优选地，步骤(4)还包括：在所述反应精馏塔III的侧线采出第一丙交酯流股；

优选地，所述第一丙交酯流股为液相流股；

优选地，所述侧线采出的位置至反应精馏塔III底部的距离为所述反应精馏塔III总高度的1/3-1/2；

优选地，所述第一丙交酯流股中乳酸的含量<1％，优选<0.5％；

优选地，所述第一丙交酯流股中乳酸低聚物含量<1％，优选<0.2％，进一步优选<0.1％；

优选地，步骤(4)中，所述第一次精馏的温度为100～150℃；

优选地，步骤(4)中，所述第一次精馏的压力为0.1～5kPaA，优选0.5～2kPaA；

优选地，步骤(4)中，所述第一次精馏的压力与步骤(3)中所述解聚反应的压力相同；

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应的时间≥1h，优选1-10h，进一步优选1-5h，更进一步优选1-2h；

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应的温度为100～240℃；

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应的温度低于所述第二解聚反应的温度；

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应的温度高于所述侧线采出位置的温度；

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应在反应容器或反应精馏塔盘中进行；

优选地，所述塔底液相流股在所述反应精馏塔盘停留的时间为1～10h，优选1～5h，进一步优选1～2h；

优选地，步骤(5)中，所述聚合反应得到的乳酸低聚物的重均分子量为800-2500；

优选地，所述制备方法还包括步骤(6)：使所述第一丙交酯流股进入精馏塔IV中进行第二次精馏，并在所述精馏塔IV的侧线采出第二丙交酯流股，结晶，得到所述丙交酯；

优选地，所述第二次精馏的温度为130℃-160℃；

优选地，所述第二次精馏的压力为0.1～5kPaA；

优选地，所述第二丙交酯流股的流量占精馏塔IV进料流量的60-90％，优选70-80％；

优选地，所述制备方法包括如下步骤：

(1)将如下反应耦合至反应精馏塔I中进行：进行乳酸的脱水处理、乳酸的初步聚合反应、水的纯化反应以及解聚焦油的水解反应；

(2)将如下反应耦合至反应精馏塔II中进行：使所述初步聚合反应得到的第一乳酸低聚物进行低聚反应，得到第二乳酸低聚物，使所述第二乳酸低聚物进行第一解聚反应；

(3)使所述反应精馏塔II的塔釜液进入反应精馏塔III中，在反应精馏塔III的解聚反应段进行第二解聚反应；

(4)使步骤(3)得到的丙交酯在反应精馏塔III的精馏段在100～150℃、0.1～5kPaA下进行第一次精馏，在精馏段底部得到液相流股，并在所述反应精馏塔III的侧线采出乳酸的含量<1％、乳酸低聚物含量<1％的第一丙交酯流股；

(5)使所述液相流股进入反应精馏塔III的聚合反应段，其中的乳酸和乳酸低聚物在反应精馏塔III的聚合反应段在100～240℃温度下进行聚合反应至少1h，得到重均分子量为800-2500的乳酸低聚物，得到的产物再在反应精馏塔III的解聚反应段中进行解聚反应，解聚液相产物返回至反应精馏塔I；

(6)使所述第一丙交酯流股进入精馏塔IV中在130℃-160℃、0.1～5kPaA下进行第二次精馏，并在所述精馏塔IV的侧线采出占进料流量70-80％的第二丙交酯流股，结晶，得到所述丙交酯。

9.一种用于权利要求1-8中任一项所述的制备方法中的反应装置，其特征在于，所述反应装置包括通过管线依次连接的反应精馏塔I、反应精馏塔II和反应精馏塔III。

10.根据权利要求9所述的反应装置，其特征在于，所述反应精馏塔I、反应精馏塔II和反应精馏塔III中各自独立地设置有至少两个板式精馏塔盘；

优选地，所述板式精馏塔盘包含塔板、气相通道、溢流堰、降液管和导流板；

优选地，每级板式精馏塔盘包含至少两个相互平行的气相通道，所述板式精馏塔盘上由壳体、塔板、溢流堰和气相通道围成的空间为液相通道；

优选地，所述塔板上方、液相高度内设置有换热管；

优选地，所述气相通道与所述塔板垂直；

优选地，所述气相通道高度大于和所述精馏塔盘上的液相高度；

优选地，所述板式精馏塔盘位于所述反应精馏塔I或反应精馏塔II的进料口下方；

优选地，所述板式精馏塔盘上设置有加热管道；

优选地，所述反应精馏塔III自下而上包括解聚反应段、聚合反应段和精馏段，所述解聚反应段设置有解聚反应器，所述聚合反应段设置有反应精馏塔盘；

优选地，所述解聚反应器为薄膜反应器，优选为降膜式解聚反应器或卧式解聚反应器；

优选地，所述卧式解聚反应器是长径比大于1的反应容器卧式放置，其中水平设置反应精馏塔盘；

优选地，所述反应精馏塔盘为板式精馏塔盘；

优选地，所述反应精馏塔III上设置有第一侧线采出装置；

优选地，所述第一侧线采出装置至反应精馏塔III底部的距离为所述反应精馏塔III总高度的1/3-1/2；

优选地，所述反应装置还包括与所述第一侧线采出装置通过管线连接的精馏塔IV，且所述精馏塔IV上设置有第二侧线采出装置；

优选地，所述反应装置还包括与所述第二侧线采出装置通过管线连接的结晶装置。

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