CN1175022C - 聚对苯二甲酸丁二醇酯的制造方法及其制造装置 - Google Patents
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Abstract
制造热稳定好、耐水解性好的高分子量聚对苯二甲酸丁二醇酯的方法。以对苯二甲酸(下面称作TPA)和BD为制造PBT的原料，在3或4个槽中进行直接酯化反应和聚合反应工序、从而设置了最少量的需要搅拌动力的槽，并且可以缩短滞留时间并且控制树脂制造中所受的高温滞后为最小。设置与并列多台的第3反应器，可以制造多品种的不同的聚合度的聚对苯二甲酸丁二醇酯。
Description
技术领域
本发明涉及聚对苯二甲酸丁二醇酯、聚对苯二甲酸乙二醇酯等的聚酯类高分子的连续制造方法及其装置。
背景技术
聚对苯二甲酸丁二醇酯(下面记为PBT)树脂由于具有优良的结晶特性、并且具有优良的机械特性、电气特性、耐热性等，所以，近年来被广泛应用于电气设备、电子元件、机械元件、汽车等，其需求正在稳步增长。
迄今为止，一般的PBT的制造方法是将适当的比例的作为原料的以对苯二甲酸二甲酯为主成分的对苯二甲酸二烷基酯和以1，4-丁二醇(下面称作BD)为主成分的二元醇加入混合槽中，添加、调整酯交换催化剂，之后利用泵送入设定了预定反应温度的酯交换反应槽中。在该酯交换反应中，将2至3个带搅拌叶的搅拌槽串联配置，由蒸馏塔将产生的副反应产物甲醇和由BD的分解生成的四氢呋喃(下面称作THF)和水分离。然后添加聚合催化剂、转入聚合反应工序。首先，前聚合工序多台设置竖形搅拌槽或横形搅拌槽，而且作为最终聚合工序设置横形搅拌槽。在这些聚合工序的槽中，设置着用于除去副反应产物BD、THF、水的冷凝器，在高温减压气氛下进行。现有的PBT连续制造工序设有4到6个反应槽，在每个反应槽中设有搅拌叶和其动力源，并且设有用于分离除去副反应物的蒸馏塔或冷凝器。
在如上所述的制造工序中，由于长时间处于高温反应状态，所以，聚合反应的部分树脂通过热分解反应而使键断裂，从而降低聚合度，升高树脂的酸值(聚合物末端基的羧酸基浓度)，质量变差。而且聚合工序由于是在减压气氛下进行的，所以，必须利用其他的装置实现真空条件，为了制造装置的运转需要高额的维持费和装置费。
本发明的课题在于改善用于生产高分子量聚对苯二甲酸丁二酯的公知的方法，通过提高整个装置的效率、节约工厂设备的能量而实现。
发明内容
本发明的目的在于改善所述现有技术，提供一种连续缩聚装置及连续缩聚方法，即，利用必要的最小数量的反应器构成、供应最小的能量以抑制树脂制造中的受热分解，从而高效地得到热稳定性优良的成型性好的聚合物及耐水解性优良的树脂。
所述目的通过如下实现，即以对苯二甲酸(下面称作TPA)和BD为制造PBT的原料，在3或4个槽中进行直接酯化反应工序、聚合反应工序、从而设置了最少量的需要搅拌动力的槽，通过缩短滞留时间控制树脂制造中所受的高温滞后为最小，减少树脂中未反应的末端羧基。
本发明典型的实施形态如下：
(1)由第1反应器、第2反应器、第3反应器组成的聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制造装置，其中第1反应器为：使以对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇类反应，制造平均聚合度为2.2到5的齐聚物；第2反应器为：将第1反应器得到的齐聚合物再缩聚，制造平均聚合度为25到40的低聚物；第3反应器为：将第2反应器得到的聚合物再缩聚，制造平均聚合度为70到130的热稳定性好、耐水解的优良的高分子量聚酯；
或者是由第1反应器、第2反应器、第3反应器、第4反应器组成的聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制造装置，其中，第1反应器为将以对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和以1，4-丁二醇类为主成分的二元醇类反应，制造平均聚合物2.2到5的齐聚物；第2反应器为：再缩聚第1反应器得到的生成物，制造平均聚合物25到40的低聚物；第3反应器为将第2反应器得到的聚合物再缩聚平均聚合物为70到130，制造高分子量的聚酯；第4反应器为将该聚酯再缩聚到平均聚合度150到200，得到热稳定好、耐水解性好的高分子量聚酯；
在该装置中，其特征在于，(i)第1反应器和第2反应器为不使用依靠外部动力源的搅拌器的反应器；(ii)第1反应器为外型为近似圆筒形的容器的反应器，容器主体的下部分别具有处理液的入口及出口，在主体的上部具有挥发物及反应副产物流通的开口部，在容器主体的纵向方向设置有排管式热交换器，装置为接近主体的内壁，浸于处理液中，由容器主体下部供给的处理液通过热交换器加热到预定的反应温度，利用这时生成的挥发性副反应产物气体和处理液的温度差产生的密度差而在容器内自然对流，进行搅拌、混合。(iii)第2反应器为外形为近似圆筒形容器的流通式反应器，在容器内设有内筒开口部的双重圆筒结构，在该双重圆筒结构的下部设有处理液的入口，处理液通过设在该双重圆筒形结构的外壳上和内筒的外侧的多管式热交换器的管侧，加热到预定的温度，流通到容器主体上方从而到达内管开口水平，流过内筒，在主体的上部设有挥发物及反应生成物流通的开口部。(iv)第3反应器为横向圆筒形容器的反应器，该容器在主体纵向方向的一端下部及另一端下部分别设有处理液的入口和出口，在主体的上部具有挥发物的出口，在主体内部的纵向方向设有接近主体的内侧而旋转的搅拌叶轮，主体内部的搅拌叶轮根据处理液的粘度通过多个搅拌叶件构成，搅拌叶在搅拌叶轮的中心部没有旋转轴。(v)第4反应器为横形的外型为近似圆筒形容器，在该容器主体纵向方向的一端下部及另一端下部分别具有被处理液的入口和出口，在主体的上部具有挥发物的出口，在主体内部的纵向方向具有接近主体内侧而旋转的2个搅拌叶轮，所述搅拌叶轮均具有搅拌叶。
(2)由第1工序、第2工序、第3工序构成的聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制造方法，其中第1工序为：使以对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇类在第1反应器中反应，制造平均聚合度为2.2到5以下的齐聚物；第2工序为：将第1工序得到的齐聚物在第2反应器中再缩聚，制造平均聚合度25到40的低聚物；第3工序为：将第2工序得到的低聚合物在第3反应器中再缩聚，制造平均聚合度为70到130的热稳定性好、耐水解的优良的高分子量聚酯；
或者由第1工序、第2工序、第3工序、第4工序构成的聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制造方法，其中，第1工序为将以对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和1，4-丁二醇类在第1反应器中反应，制造平均聚合度2.2到5以下的齐聚物；第2工序为：将第1反应器得到的产物在第2反应器中在缩聚，制造平均聚合物25到40的低聚物；第3反应工序为在第3反应器中再缩聚第2反应器得到的聚合物，得到平均聚合物为70到130的高分子量的聚酯；第4反应工序为在第4反应器中再缩聚第3反应器得到的聚合物，得到平均聚合物为150到200的热稳定好、耐水解性好的高分子量聚酯；
在该连续制造方法中，其特征在于，使用具有所述(1)记载的具有(i)、(ii)、(iii)、(iv)、(v)特征的反应器；以摩尔比为1∶1.7-1∶3.0的范围供给以原料对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇类并使其反应，实施条件如下，第1工序：温度为220℃-250℃、压力为33kPa-150kPa，第2工序：温度为230℃-255℃、压力为100kPa-0.133kPa，第3工序及第4工序：温度为230℃-255℃、压力为0.665kPa-0.067kPa；将第3及4反应器搅拌叶的旋转数设定为0.5rpm-10rpm；第1工序到第3工序的合计反应时间为4-7.5小时；或者第1工序到第4工序的合计反应时间为6-8.5小时；以调整的摩尔比为1∶1.7-1∶3.0的以对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇类的浆料和酯化反应催化剂或聚合反应催化剂一起添加，供给到第1工序；第3工序的第3反应器并列另设置1台或多台第3反应器，由此可制造与第3、第4反应器主线不同品种的有不同聚合度的聚对苯二甲酸丁二醇酯；或通过调整多台第3反应器中操作条件，可进行精细的质量管理、生产量的控制。
附图的简单说明
图1为显示本发明的一个实施例的PBT的连续制造过程的装置构成图；
图2为显示本发明的另一实施例的PBT的连续制造过程的装置构成图；
图3为显示本发明的另一实施例的PBT的连续制造过程的装置构成图。
具体实施方式
图1显示本发明的一个实施例。图1为本发明的PBT的连续制造过程的装置构成图；作为工业化的聚酯的制造方法，由于直接酯化法在经济上有利，所以最近多采用直接酯化法制造聚酯。在图中，标号1为混合搅拌预定比例的PBT的原料的TPA和BD的原料调整槽。在制造过程中有时通过该阶段加入聚合反应催化剂或稳定剂、品质调整剂等添加物，但是，在本实施例中聚合反应催化剂及添加剂由催化剂加入线10向酯化反应的入口紧前的原料供给线2加入，供给酯化反应槽。聚合反应催化剂例如有：有机钛、有机锡、有机锆等公知的金属化合物，众所周知，使用的催化剂的种类及组合不同，不仅反应速度不同而且对生成的PBT的色相及热稳定性等的质量有很大的影响。特别是有机钛化合物的催化剂，由于周围存在的水分的影响，催化作用减小。为了将该影响控制在最小限度，在本实施例酯化反应槽入口的紧前添加催化剂。这样添加的催化剂由于可以使失活比例控制在最小，所以减少催化剂的投入量，可以制造色相好的树脂。而且，这些反应由于是催化剂存在下、长时间地高温下进行，所以伴随着各种副反应，使聚合物着色，或者THF的含量及末端羧基浓度增加到适当值以上，使PBT的品质劣化及其物理性质如强度降低等，为了改善这些问题尝试开发新的催化剂，现在最多地在工业上使用的有机钛具有价格及性能优势。但是，即使使用该催化剂也不能避免生成的聚酯聚合物的着色。为此，作为稳定剂，合用磷类稳定剂(例如，磷酸、磷酸三甲酯、磷酸三苯酯等)来进行改善。另外，在其他的制造过程中考虑聚合催化剂及稳定剂的投入位置而稳定品质。在通常的过程中以钛金属浓度换算、催化剂的量从20到100ppm，稳定剂的量根据需要优选使用基于P金属浓度0-600ppm。
如上所述调整的原料和催化剂经由向第1酯化反应槽3供给料的供给线2和在其他地方调整而合流到该供给线2的催化添加线10供给。酯化反应槽(第1反应器)3的外围部为了将处理液保持在反应温度而制成套管结构(图中无显示)，在液体内部设置液体的加热装置排管式热交换器4，通过由外部而来的热源加热流动于多管内的处理液，在酯化反应工序中生成的挥发性气体产生的密度变化而温度差产生的协同作用，仅通过自然循环使内部的液体循环边使反应进行。这里最优选的反应器的类型为排管式类型，即，利用酯化反应产生的副反应产物的自然蒸发作用，使反应器内的处理液自然循环。该种类型的反应器由于不需要外部的搅拌动力源，所以装置结构简单并且也不需要搅拌轴的轴封装置，具有反应器的制造成本低的优点。作为这样的反应器的一个例子，优选JP-A-10-85501所示的装置。但是本发明不限定该装置，由于工序上的原因也可以使用具有搅拌叶的反应器。在第1反应器3中利用反应生成的水变成水蒸汽，和汽化得到的BD蒸汽及副产物THF蒸汽一起形成汽相部5。
这时推荐的反应条件优选为：温度为220℃-250℃、压力为减压或微加压条件。压力条件根据原料BD和TPA的摩尔比(以后称为B/T)特别地确定最合适的压力条件。在B/T＝2.0以上(含2.0)，即使在大气压以上，由于确保处理液中的BD浓度，也可以在预定的滞留时间达到目标酯化率，在B/T＝2.0以下(含2.0)时，则酯化率降低，后聚合工序的反应负荷增大，真空系统及与之相关的辅助装置类产生不合适的问题。为此，在B/T＝2.0以下(含2.0)，将反应压力条件设为大气压以下的减压条件是有效的。通过减压可以降低BD的沸点，降低反应温度。通常在降低反应温度时，反应速度则降低，而如本实施例的结构的自然循环的反应器中通过减压增加反应副产物的气体容积，反应器内的循环性能增加，可改善反应条件。另外通过减压，提高酯化反应的副产物水分的脱离速度，正反应速度常数增大。而且，通过提高酯化反应速度可以缩短酯化反应时间，减少副反应产物THF的量，这样具有降低反应温度的协同效果，所以可以大幅度地降低THF的生成量。
这时的推荐的反应温度为220℃-255℃、特别是压力为50kPa-80kPa的大气压以下时滞留时间为1.5-2.4小时，反应温度为225℃-230℃时，具有提高反应速度、大幅度地降低THF的生成量的效果。这时的THF生成量以TPA的摩尔比例为15-25mol％/h的程度。从处理液中挥发出的挥发成分汽相部5的气体利用设于其第1酯化反应槽3的上部的蒸馏塔(图中无显示)分离成水和THF及BD，将水和THF排出到体系外，BD通过精制工序等再次作为体系内的原料从蒸馏塔下部BD循环线35返回到BD槽33中。循环BD通过供给线34从BD槽33供给到原料调整槽1，BD槽内的BD根据需要进行BD槽精制处理(图中无显示)调整原料BD槽的纯度。进一步的，可根据需要将初期聚合槽14、最终聚合槽18中设置的减压装置的湿式冷凝器(图中无显示)中排出的循环BD由BD循环线36返回BD槽33中，以进一步提高BD单位，这时，新BD由新BD供给线39供给到第3反应器18的湿式冷凝器，从BD循环线37向第2反应器14的湿式冷凝器供给，由BD循环线36向BD槽33供给。
在酯化反应槽3中到达预定酯化率的处理液经由连接管6供给到初期聚合槽(第2反应器)16中。在连接管6的图中设置调整处理液流量的控制阀7。通过本控制阀7将第1反应器的液面控制为一定，保持一定的反应时间。当处理液在酯化反应槽3到达预定的酯化率时，在连接管11的中途设置的低聚物泵12供给到初期聚合槽(第2反应器)14。供给到初期聚合槽的处理液由外壳和多管式热交换器15加热到预定的反应温度，进行缩聚反应，提高聚合度。这时的反应条件为230℃-255℃、压力为100kPa-0.133kPa，滞留时间为1.0-1.5小时，进行聚合度由25到40的反应。本实施例所示的初期聚合槽14使用没有搅拌叶的反应器，并不限定于该反应器。但是在初期聚合阶段的反应为确定聚合反应速度的阶段，只要充分供给反应所需的必要的热量就可以顺利地进行反应。从该观点来看处理液不需要搅拌叶进行的不必要的搅拌作用，只将缩聚反应生成的BD排出到体系外就可以。而且为了制造的树脂的品质保持良好，抑制生成的副反应产物THF的量，最好将反应温度尽可能地降低到最低而进行反应，推荐的反应温度优选250℃以下(含250℃)。这时操作的合适的反应器为JP-A-10-76102所示的装置。反应所发生的BD及水和THF集聚于保持减压气氛的汽相部16，通过其下流侧设置的冷凝器冷凝之后排出到体系之外。
在初期聚合槽(第2反应器)14中经过预定反应时间的处理液通过连接管17供给到最终聚合槽(第3反应器)18中。在最终聚合槽中通过外部动力源21驱动的中心部上的无搅拌轴的搅拌叶19受到良好的表面更新作用，同时再进行缩聚反应进一步提高聚合度制造目的聚合度的聚合物。最终聚合槽(第3反应器)最合适的装置为特开平10-77348中记载的装置，其表面更新性能、消费动力特性最优。这时的反应条件为：温度230℃-255℃、压力0.665kPa-0.067kPa，进行聚合度由70到130程度的反应。由于处理液的粘度范围广，迄今为止都是在2个槽中进行缩聚的，而在本最终聚合槽的一台装置中即可缩聚，所以可以大幅的降低装置成本。第1到第3反应器的总计滞留时间为4-7.5小时，从品质方面聚合工序整体的滞留时间最适合的范围为2-4小时。另外，滞留时间根据需要可以通过调整温度和压力来延长，例如在减少生产量的情况下，有时为了将品质变动保持在最小限度而这样做。特别是尽可能降低聚合物的酸值(PBT的品质的评价项目)时，优选将反应温度设为250℃以下(含250℃)。
在以上的装置构成中，连续制造PBT和已有的装置构成比较由于反应器的数目减少所以可以节约装置的制作经费，随着装置数的减少，可减少装置上附带的蒸馏塔及冷凝器，可以大幅度地节约连接这些的配管、仪表元件、阀门类，同时大幅度地降低真空源及传热介质装置等的实用费，所以还具有降低运转费用的优点。
另外，为了得到更高特性粘度(IV)值的PBT可以通过在最终聚合槽(第3反应器)18之后，再设置一个最终聚合槽(第4反应器)来制造。该实施例示于图2。第1反应器、第2反应器、第3反应器的构成及作用由于与图1的实施例的说明相同故省略。将新BD向第4反应器23的湿式冷凝器供给，然后经通向第3反应器23的湿式冷凝器的BD循环线38供给，和图1的实施例具有同样的作用。在将第3反应器中进行聚合度70到聚合度130程度的反应的处理液20通过设于连接第3反应器18和第4反应器23的连接管之间的聚合物泵22输送到第4反应器。第4反应器23中的处理液的粘度为数百的kPa·s的高粘度，所以在第3反应器中使用的搅拌装置依然不能再使用，因为会引起旋转的搅拌叶上附属处理液的滞留的旋转现象。为此必须使用具有高粘度液处理用的搅拌装置。合适的反应器是用于高粘度溶液的双轴式反应器，如JP-B-6-21159和JP-A-48-102894所示的。
本实施例使用JP-A-48-102894(日本特许第1024745号)中记载的眼镜形翼式聚合器进行说明。本发明不限定于该聚合器。第4反应器23是一种双轴聚合反应器，其中具有2个具有眼镜状的搅拌叶轮24的搅拌轴，各个桨片之间交替有90度的相位差，其间有一定的间隔，2个搅拌轴彼此旋转相位差90度，由外部动力源25驱动。由于相互的搅拌叶具有从中央向外侧搅拌的结构，所以由入口供给的处理液被引至外侧。这时处理液受到良好的表面更新作用从处理液的内部蒸发挥发成分而加速反应，而且粘度升高。处理液以高聚合度的聚合物24被排出。这时的反应条件为：温度230℃-255℃、压力0.665kPa-0.067kPa，滞留时间为0.7-1.5小时，进行聚合度由150到200程度的反应。
以下利用图3说明在同时生产不同品种的聚对苯二甲酸丁二醇酯时的实施例。图3的实施例为在制造图2所示的高聚合度的聚对苯二甲酸丁二醇酯时的设备中再并列设置了一个第2反应器的例子。新BD由供给线39分别供给到第4反应器和第3反应器的各个湿式冷凝器，经由BD循环线38，37，36(如实施例的图1及图2说明)，或者经由BD循环线40向BD槽33集聚。另外第3反应器18，26使用如图1的实施例说明的反应器进行说明，但本发明中并不限于该聚合器。由第2反应器14得到的处理液在连接管17的途中分支，其一部分经由流量调节阀31而被导向第3反应器18。另一被分支的部分经由分支连接管30、流管调节阀32被导向第3反应器26。这里，本发明的实施例是对2个分支的例子进行说明的，但本发明不应限定于2个分支。
被分支的一部分处理液通过第3反应器18、第4反应器23由此制造高聚合度的聚对苯二甲酸丁二醇酯。另一部分处理液利用第3反应器26制造聚合度低一些的聚对苯二甲酸丁二醇酯。该系列的聚对苯二甲酸丁二醇酯的制品可以通过调节流量调整阀31、32以任意比例制造。另外，图3实施例中无显示，通过进一步附加第3反应器设定和第3反应器26不同的反应条件，例如即使同一聚合度也可以制造酸值不同的品种的对苯二甲酸丁二醇酯，或者制造仅改变聚合度的对苯二甲酸丁二醇酯和调整生产量。另外，第3，第4反应器的搅拌叶的旋转数设定为0.5-10rpm的范围。
根据本发明，将PBT的连续制造设备设定为一个直接酯化工序、一个初期聚合工序、一个最终聚合工序总合计为3个的反应器，由此提高整体的设备效率，通过节约制造设备的能量来经济性地进行操作。
另外，根据本发明，将PBT的连续制造设备设定为在一个直接酯化工序、一个初期聚合工序、一个最终聚合工序总合计为3个的反应器上再加上高粘度处理用的反应器，由此可以通过本体聚合制造高聚合度的PBT，节约制造设备的能量。
而且，根据本发明，通过将PBT的连续制造设备的第2反应器以后分支为高聚合度的制造线和比较低的聚合度的制造线，可以制造多品种的PBT。另外，这些品种的生产量也可以调整，使PBT的连续制造设备在经济上成为可能。
利用如下的实施例具体地说明本发明，但不限于这些实施例。
实施例的极限粘度为使用奥式粘度计在30℃、利用苯酚50wt％、四氯乙烷50wt％的溶剂进行测定而求得的值。酸值为以苯甲醇为溶剂将PBT在230℃经5分钟加热溶解、中和滴定而测定的值。如表1所示PBT为利用TPA和BD的直接酯化法的连续运转而制造的。实施例1和2为在减压酯化反应条件下，实施例3在减压酯化反应条件下制造的PBT、所以仅在熔融聚合下实现极限粘度0.85dl/g。实施例1所示的减压酯化反应的情况，反应温度低、滞留时间短的条件下可得到酸值为10eq/ton和高品质的PBT。这时的全整个反应时间为5.2小时，利用本发明的装置的构成和反应条件，可以高效地连续制造聚对苯二甲酸二丁醇酯。另外，降低最终聚合反应工序的温度和缩短滞留时间对降低PBT的酸值是有效的。
表1
| B/T(摩尔比) | 生产率 | Ti(g/104g) | 直接酯化 | 初期聚合反应工序 | 最终聚合反应工序 | 特性粘度IV(dl/g) | 酸值AV(eq/ton) | ||||||||
| 温度(℃) | 压力(kPa) | 时间(h) | 温度(℃) | 压力(kPa) | 时间(h) | 温度(℃) | 压力(kPa) | 时间(h) | 转数(rpm) | ||||||
| 实施例1 | 1.8 | 50(kg/h) | 100 | 228 | 53.3 | 1.8 | 255 | 3.33 | 2 | 245 | 0.13 | 1.4 | 1.5 | 0.85 | 10 |
| 实施例2 | 1.8 | 50(kg/h) | 100 | 230 | 78.5 | 2 | 255 | 3.33 | 2 | 250 | 0.2 | 1.4 | 1.5 | 0.85 | 13 |
| 实施例3 | 1.8 | 50(kg/h)-300(ton/day) | 100 | 228-230 | 78.5 | 2.0 | 255 | 3.3 | 2 | 245 | 0.13 | 2 | 1.5 | 0.85 | 10-20 |
Claims (16)
1、一种聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制备装置，包含第1反应器：使以对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇类反应，制备平均聚合度为2.2到5以下的齐聚物；第2反应器：将第1反应器得到的齐聚合物缩聚，制备平均聚合度为25到40的低聚物；第3反应器：将第2反应器得到的该低聚物再缩聚，制备平均聚合度为70到130的高分子量聚酯，其特征在于，第1反应器和第2反应器是没有使用依靠外部动力源的搅拌器的反应器，第1反应器为外型为近似圆筒形的容器的反应器，容器主体的下部分别具有被处理液的入口及出口，在主体的上部具有挥发物及反应副产物流通的开口部，在容器主体的纵向方向设置有排管式热交换器，装置为接近主体的内壁而形成并浸于处理液中，由容器主体下部供给的处理液通过热交换器加热到预定的反应温度，利用这时生成的挥发性副反应产物气体和处理液的温度差产生的密度差而在容器内自然对流而进行搅拌、混合；第2反应器为外形为近似圆筒形容器的流通式反应器，在容器内设有内筒开口部的双重圆筒结构，在该双重圆筒结构的下部设有被处理液的入口，处理液通过设在该双重圆筒形结构的外壳上和内筒的外侧的多管式热交换器的管侧，加热到预定的温度，流通到容器主体上方从而到达内管开口水平，流过内筒，在主体的上部设有挥发物及反应副产物流通的开口部；第3反应器为横向圆筒形容器的反应器，该容器在主体纵向方向的一端下部及另一端下部分别设有被处理液的入口和出口，在主体的上部具有挥发物的出口，在主体内部的纵向方向设有接近主体的内侧而旋转的搅拌叶轮，主体内部的搅拌叶轮根据处理液的粘度由多个搅拌叶件构成，使用搅拌叶在搅拌叶轮的中心部没有旋转轴的反应器。
2、根据权利要求1所述的聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制备装置，包含第4反应器：将通过第3反应器缩聚制备的高分子量聚酯再缩聚到平均聚合度150到200，制备高分子量聚酯。
3、如权利要求2中所述的聚对苯二甲酸丁二醇酯的制备装置，其中第4反应器为横向的外型近似为圆筒形的容器的反应器，在该容器主体纵向方向的一端下部及另一端下部分别具有被处理液的入口和出口，在主体的上部具有挥发物的出口，在主体内部的纵向方向具有接近主体内侧而旋转的2个搅拌叶轮，所述搅拌叶轮均具有搅拌叶。
4、一种聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制备方法，包含第1工序：使以对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇类在第1反应器中反应，制备平均聚合度为2.2到5以下的齐聚物；第2工序：将第1工序得到的齐聚物在第2反应器中缩聚，制备平均聚合度25到40的低聚物；第3工序：将第2工序得到的该低聚合物在第3反应器中再缩聚，制备平均聚合度为70到130的高分子量聚酯，其特征在于，第1反应器和第2反应器是没有使用依靠外部动力源的搅拌器的反应器，第1反应器为外型为近似圆筒形的容器的反应器，容器主体的下部分别具有被处理液的入口及出口，在主体的上部具有挥发物及反应副产物流通的开口部，在容器主体的纵向方向设置有排管式热交换器，装置为接近主体的内壁而形成并浸于处理液中，由容器主体下部供给的处理液通过热交换器加热到预定的反应温度，利用这时生成的挥发性副反应产物气体和处理液的温度差产生的密度差而在容器内自然对流而进行搅拌、混合；第2反应器为外形为近似圆筒形容器的流通式反应器，在容器内设有内筒开口部的双重圆筒结构，在该双重圆筒结构的下部设有被处理液的入口，处理液通过设在该双重圆筒形结构的外壳上和内筒的外侧的多管式热交换器的管侧，加热到预定的温度，流通到容器主体上方从而到达内管开口水平，流过内筒，在主体的上部设有挥发物及反应副产物流通的开口部；第3反应器为横向圆筒形容器的反应器，该容器在主体纵向方向的一端下部及另一端下部分别设有被处理液的入口和出口，在主体的上部具有挥发物的出口，在主体内部的纵向方向设有接近主体的内侧而旋转的搅拌叶轮，主体内部的搅拌叶轮根据处理液的粘度由多个搅拌叶件构成，使用搅拌叶在搅拌叶轮的中心部没有旋转轴的反应器。
5、根据权利要求4所述的聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制备方法，包含第4工序：在第4反应器中再缩聚上述第3工序缩聚得到的高分子量聚酯，缩聚到平均聚合度为150到200，制备高分子量聚酯，第4反应器为横形的外型近似为圆筒形容器的反应器，在该容器主体纵向方向的一端下部及另一端下部分别具有被处理液的入口和出口，在主体的上部具有挥发物的出口，在主体内部的纵向方向具有接近主体内侧而旋转的2个搅拌叶轮，所述搅拌叶轮均具有搅拌叶。
6、根据权利要求4所述的聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制备方法，其中供给的作为原料的以对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇类以摩尔比为1∶1.7-1∶3.0供给。
7、如权利要求4的连续制备方法，其中以摩尔比为1∶1.7-1∶3.0的范围供给以原料对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇，第1工序：温度为220℃-250℃、压力为33kPa-150kPa，第2工序：温度为230℃-255℃、压力为100kPa-0.133kPa，第3工序：温度为230℃-255℃、压力为0.665kPa-0.067kPa。
8、如权利要求5的连续制备方法中，以摩尔比为1∶1.7-1∶3.0的范围供给以原料对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸或其衍生物和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇，第1工序：温度为220℃-250℃、压力为33kPa-150kPa，第2工序：温度为230℃-255℃、压力为100kPa-0.133kPa，第3工序及第4工序：温度为230℃-255℃、压力为0.665kPa-0.067kPa。
9、如权利要求4中的连续制备方法，其中，第3反应器搅拌叶的旋转数为0.5rpm-10rpm。
10、如权利要求5所述的连续制备方法，其中，第3及4反应器搅拌叶的旋转数设定为0.5rpm-10rpm。
11、如权利要求4所述的连续制备方法，其中，第1工序到第3工序的合计反应时间为4-7.5小时。
12、如权利要求5中的连续制备方法，其中，笫1工序到第4工序的合计反应时间为6-8.5小时。
13、如权利要求4所述的连续制备方法，其中，以调整为摩尔比为1∶1.7-1∶3.0的以对苯二甲酸为主成分的芳香族二羧酸和以1，4-丁二醇为主成分的二元醇类的浆料和酯化反应催化剂或聚合反应催化剂一起添加，供给到第1工序。
14、如权利要求5所述的连续制备方法，其中，第3工序的第3反应器可并列再设置一或多台第3反应器。
15、根据权利要求4所述的聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制备方法，是将在上述第1反应器产生的挥发性成分中的水和四氢呋喃除去所得的二醇、和在第2、第3反应器产生的挥发物凝缩所得的凝缩物送回到上述第1反应器。
16、根据权利要求1所述的聚对苯二甲酸丁二醇酯的连续制备装置，包括：
排除设备，从所述第1反应器中产生的挥发性成分中除去水和四氢呋喃，制备所述二醇；
冷凝设备，冷凝从第2、第3反应器产生的挥发性成分，得到冷凝物；
循环设备，将自上述排除设备获得的二醇和冷凝设备获得的冷凝物送回到第1反应器中。
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