CN1227282C - 连续生产聚酯或共聚酯的方法 - Google Patents

连续生产聚酯或共聚酯的方法 Download PDF

Info

Publication number
CN1227282C
CN1227282C CNB018197795A CN01819779A CN1227282C CN 1227282 C CN1227282 C CN 1227282C CN B018197795 A CNB018197795 A CN B018197795A CN 01819779 A CN01819779 A CN 01819779A CN 1227282 C CN1227282 C CN 1227282C
Authority
CN
China
Prior art keywords
reaction pressure
pressure stage
rectifying column
reaction
stage
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.)
Expired - Fee Related
Application number
CNB018197795A
Other languages
English (en)
Other versions
CN1478115A (zh
Inventor
迈克尔·赖森
弗里茨·威廉
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.)
RUZIZI MO CO Ltd
Original Assignee
ZiAG Plant Engineering GmbH
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
Priority claimed from DE10127147A external-priority patent/DE10127147A1/de
Application filed by ZiAG Plant Engineering GmbH filed Critical ZiAG Plant Engineering GmbH
Publication of CN1478115A publication Critical patent/CN1478115A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN1227282C publication Critical patent/CN1227282C/zh
Anticipated expiration legal-status Critical
Expired - Fee Related legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • 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
    • 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

Abstract

本发明涉及一种生产聚酯或共聚酯的方法，其中在一个接一个的n个反应压力阶段中将二羧酸和二醇进行连续酯化反应或将二羧酸酯与二醇进行连续酯交换反应，其中第一反应压力阶段的压力相对高于其他反应压力阶段的压力，从一个反应压力阶段到另一个反应压力阶段压力连续降低，各个反应压力阶段的蒸汽流在精馏柱内进行共同精馏，二醇组分汇聚于精馏柱的底部被再加料至少返回到第一个反应压力阶段。为了减少技术难度，该方法中至少最后反应压力阶段有负压，精馏柱的压力大于最终反应压力阶段的压力，以及从最终反应压力阶段排放出的蒸汽被压缩至精馏柱内存在的压力。

Description

连续生产聚酯或共聚酯的方法
发明领域
本发明涉及一种通过在n个按序连接的反应压力阶段中将二羧酸和二醇连续酯化反应或将二羧酸酯与二醇进行连续酯交换反应来生产聚酯或共聚酯的方法，其中存在于第一反应压力阶段的压力高于其他反应压力阶段的压力，各反应压力阶段的压力按顺序降低，各个反应压力阶段的组合的蒸汽流被导入精馏柱内进行精馏，以及二醇组分汇集到精馏柱的底部被再循环至少到第一反应压力阶段。
发明背景
已知通过高压条件下的第一个反应阶段和常压下的进一步反应阶段可使对苯二酸(TPA)和乙二醇(EG)发生酯化作用以连续生产聚对苯二甲酸乙二酯(PET)。为了使酯化产物进一步形成低聚物，随后有两个真空条件下操作的预聚缩阶段和一个在纯粹真空状态下生产聚酯成品熔化物的最终反应器。
为了实施这样一个五段的方法，EP-B-0 244 546中阐述了用于蒸汽凝聚和真空发生的装置，它采用了每一个都包含有前面的喷雾冷凝器和后续的直接接触冷凝器的多级蒸汽喷射泵。该蒸汽喷射泵是用来自置于第一反应阶段之上的精馏柱的纯化的工艺用水蒸汽来操作的，该工艺用水蒸汽压力超过2-3巴，冷却水从直接接触冷凝器流向精馏柱以再循环利用。该方法的缺点基本存在于开放的工艺回路中废水的高的有机污染及整体上设备费用的数目巨大，因为如每个反应阶段一样，酯化作用的第二反应阶段也有一个单独的冷凝系统。而且二甘醇(DEG)生成的提高是第一反应压力阶段及精馏柱底部压力升高的结果。
通常应当指出，当精馏精馏柱内初始过热蒸汽流含有约50％重量的EG时，作为操作蒸汽的原料和能量有相当一部分会被损失掉用于操作蒸汽喷射泵。
实现上述方法的改进是将酯化作用的第一和第二反应压力阶段的蒸汽一起供给精馏柱，并且使两个真空阶段结合为单一的预聚缩阶段。
然而，单一的预聚缩阶段的缺点是容量大小相关的限制，其结果是气体发生的增大和液滴夹带风险的增大，以及羧基在聚酯或共聚酯中的含量通常非期望地升高，其结果是在预聚缩过程中没有压力差导致EG蒸发较快。
USA-4,670,580的主题是一个四段的生产PET的完整的方法，其中第二反应阶段包含一个在真空条件下的酯化作用，并且其中典型酸的转化率为97％。对于预聚缩阶段的持久气体排放来说该转化率显得太低，即提高转化率需要延长停留时间，这意味着需要更大和更昂贵的反应设备。在任何情况下，带有再循环EG的附加精馏柱或带有后续回收EG的某个其他单独的冷凝系统是必要的。
在真空条件下第二反应压力阶段的酯化作用中，关于加入添加剂的相关设备的质量和灵活性也有明显的保留；由于没有正常压力以及没有熔融物的搅拌，特别是在PET织物的生产过程中要混合添加剂而不形成凝聚物并且没有蒸发损失是很困难的。
发明概述
本发明的目的是改进上述方法，以使所需要的设备总量和用于冷却水和能耗的操作费用降低而不会损害产生的聚酯或共聚酯的质量以及方法的灵活性。
本发明提供了一种生产聚酯和共聚酯的方法，该方法在2-5个按顺序连接的反应压力阶段(2，4，32，34，36)中将二羧酸和二醇连续酯化反应或将二羧酸酯与二醇连续酯交换反应，其中第一反应压力阶段(2，32)的压力比其余的反应压力阶段(4，34，36)的压力高，第一反应压力阶段(2，32)的压力从一个反应压力阶段到另一个反应压力阶段连续下降，各个反应压力阶段的混合蒸汽流被导入精馏柱(12，47)中加以精馏，并且二醇组分汇聚于精馏柱底部被再循环至少至第一个反应压力阶段，其特征在于至少最后一个反应压力阶段是真空的，精馏柱(12，47)内的压力大于最后反应压力阶段压力，以及最后反应压力阶段排放出的蒸汽被压缩至精馏柱内存在的压力。
所述生产聚酯和共聚酯的方法还可以是按顺序连接2-4个反应压力阶段(2，4，32，34，36)。
当所述方法用于生产对苯二甲酸乙二酯(PET)酯化产品时，将物料混合物供给操作压为1.1-5.0巴的第一反应压力阶段(32)，接着供给操作压为0.51.5巴的第二反应压力阶段(34)，其后供给操作真空度为0.1-0.9巴的第三反应压力阶段(36)。
当所述方法用于生产聚三甲基对苯二酸酯(PBT)酯化产品时，将物料混合物供给操作压为1.0-5.0巴的第一反应压力阶段(2)，接着供给操作压为0.5-1.3巴的第二反应压力阶段。
当所述方法用于生产聚丁烯对苯二酸酯(PTT)酯交换产品时，将起始物料供给操作压为0.8-1.2巴的反应压力阶段(2)，接着供给操作压为0.2-0.8巴的第二反应压力阶段(4)。
该目的是通过以下办法解决的：从上述过程出发，至少最后反应压力阶段的压力控制在低于1个大气压的100-900毫巴(绝对值)，精馏柱中的压力高于最后反应压力阶段的压力，以及从最后反应压力阶段放出的蒸汽被压缩至精馏柱内存在的压力。
各种酯化或酯交换作用的方法都是通过按顺序连接的n个反应压力阶段实现的，随着单体转化率的升高或反应压力阶段的次序的推进，压力持续下降。
在生产聚丁烯对苯二酸酯(PBT)的酯化过程中，反应压力阶段是唯一的在真空状态下操作的，然而在生产PET和聚三甲基对苯二酸酯(PTT)的酯化过程中第一反应压力阶段是在超高压力下操作的，并且最后反应压力阶段是在真空条件下操作的。在酯交换过程中，从二甲基对苯二酸酯(DMT)和1，4-丁二醇(BDO)出发，第一反应压力阶段基本上是在正常压力下操作的。
该发明方法的技术效果与其各个反应压力阶段是在单个装置还是在单独反应器组合装置中进行无关。
附图简述
本发明方法示意性表示在附图中，并将在下面以举例的方式加以详细解释。附图中：
图1示出采用两个反应压力阶段生产酯化/酯交换产品PPT和PBT的工艺图解。
图2示出根据图1工艺图解的一个方面；以及
图3示出采用三个反应阶段生产PET酯化产品的工艺图解。
优选实施方案
该发明方法的实施要求至少有两个反应压力阶段。作为一个特别有利的过程，使用三个反应压力阶段是有利的。有四个反应压力阶段的方法的应用同样是可能的，其中最后一个反应压力阶段的蒸汽被压缩至倒数第二个反应压力阶段的压力或精馏柱的压力。
将蒸汽压缩至相对较高的压力，避免了最后反应压力阶段蒸汽的压缩和使用相称的较大的精馏柱。在使用两个反应压力阶段来实施这一过程时，精馏柱内的压力介于第一反应压力阶段压力和第二反应压力阶段的压力之间。当使用多于两个反应压力阶段时，精馏柱内的压力不高于倒数第二个反应压力阶段的压力。
蒸汽压缩可以通过压缩机、吹风机以及通风设备来完成。但是特别有利的蒸汽压缩办法是通过气体喷射泵用来自第一反应压力阶段的超热蒸汽作为操作蒸汽，因为第一反应压力阶段的蒸汽可以免费足量地获得，因此使用压缩机、吹风机和通风设备压缩空气仅作为第二位来考虑。
应当看到本发明方法的一个特殊方面是在于精馏柱内存在的压力可以通过残留气体的排放来控制，这是由置于精馏柱头部的冷凝器后的如液体喷射泵、液体环形泵或吹风机来实现的。
特别是在PET的酯化过程中，本发明方法的其他方面是在部分负荷下的真空酯化阶段的压力控制，由于压力降低伴有较小的流率，例如从100％流率的约1750毫巴到50％流率的约1250毫巴，同时伴随着第一反应压力阶段恒定的加料水平和仍然较低的DEG生成。在部分负荷下降低气体喷射泵的操作蒸汽压力的结果是真空阶段的压力从满负荷的约500毫巴提高到50％流率时的约800毫巴，每个都伴有精馏柱内恒定的约1000毫巴的反压。
然而，为了质量的缘故，要求在真空酯化阶段保持不依赖于流率的恒定的真空度。
根据本发明，这一恒定压力的实现是在不增大精馏柱尺寸的情况下，通过控制降低精馏柱内压力至流率50％时的640-700毫巴来实现的。
精馏柱内相应的前级真空状态的发生和控制是通过安放在柱头冷凝器后的气体排放器来实现的，或者通过液体喷射泵或液体环形泵来实现。
对于连续生产PET酯化产品，可以优选采用参数如表一示例的三段方法。
表1
  阶段号   I   II   III
  温度(℃)   243-269   255-270   262-272
  压力(巴)   1.2-2.5   1.0-1.1   0.3-0.6
  停留时间(分钟)   120-450   35-110   45-130
对于在过压条件下进行的第一反应压力阶段(I)，EG和TPA以膏体形式按摩尔比小于2，优选≤1.2的比率被同时加入，这样TPA的转化率为88-93％。第二反应压力阶段(II)是在常压下进行的，转化率达到94-97.4％，优选为95.5-96.7％。反应压力阶段II用于混合添加剂和调整EG在终产物中的摩尔含量。在真空状态下操作的第三反应阶段(III)，转化率被提高至大于97％-99％，优选至97.9％-98.5％之间。
通过使用气体喷射泵，从第三反应压力阶段(III)出来的蒸汽被压缩至精馏柱的压力。该操作蒸汽是由第一反应压力阶段(I)的蒸汽回收的。在额定负荷下，来自最后阶段的蒸汽在压缩过程中蒸汽压力提高1.6-2.6倍。
按照表2示例的参数，采用两段方法，以1，3-丙二醇(PDO)和TPA按1.15-2.20摩尔比，优选≤1.40摩尔比的膏体为原料，可以方便地实现PTT酯化产品的连续生产。
表2
  阶段   I   II
  加入PDO/TPA的摩尔比   1.15-2.20   -
  温度   (℃)   243-263   242-262
  压力   (巴)   1.0-3.5   0.70-1.1
  停留时间   (分钟)   140-360   30-80
用两段的方法生产PBT的酯交换产品时，丁二醇(BDO)和液体DMT以摩尔比1.2-1.4的比例被分别加入到第一反应压力阶段。工艺参数示例于表3。
表3
  阶段   I   II
  加入BDO/DMT的摩尔比   1.15-1.50   -
  温度   (℃)   165-185   195-210
  压力   (巴)   0.90-1.20   0.4-0.7
  停留时间   (分钟)   70-180   40-90
如图1所示，预制的二醇/二羧酸的膏体通过管线(1)加入到第一反应器(2)。产物流从第一反应器(2)排出通过管线(3)供给第二反应器(4)。酯化成品通过管线(5)排出第二反应器(4)。从第一反应器(2)排出的蒸汽，减掉一小的通过管线(7)排放以调节第一反应阶段压力的旁路气流，通过管线(6)供给加热的气体喷射泵(8)，经过此气体喷射泵，气流通过管线(9)加入，该气流包含由第二反应器(4)通过管线(10)排出的蒸汽和用于控制第二反应器(4)压力并且通过管线(11)流动的压载气流(ballast stream)，它被压缩至精馏柱(12)的压力。通过管线(6)从第一反应器排出的蒸汽和通过管线(10，9)从第二反应器排出的蒸汽被充到气体喷射泵(8)。在管线(14)中，通过管线(13)从气体喷射泵(8)中放出的蒸汽流与通过管线(7)供给的旁路蒸汽流合并并且充入精馏柱(12)的进气口，在精馏柱中低沸点的组分会与高沸点的二醇组分分开。低沸点组分从精馏柱(12)的头部通过管线(15)放出被冷凝器(16)冷却。冷凝物通过管线(17)流出被分为回流流和经过回流槽的产品流。回流流通过管线(19)输送至精馏柱(12)的头部，而产品流经过管线(20)被回收。富集于精馏柱(12)底部的二醇绝大部分经过管线(21，22)供给第一反应器(2)，只有一小部分经过管线(23)分流至第二反应器(4)。通过管线(24)可以向第二反应器(4)投放添加剂和/或共聚单体。此外，流经管线(22)的二醇的部分可以经过管线(22a)分流用于制备膏体。
当图1所示的方法用于酯交换目的时，二醇经过管线(1)投料到第一反应器(2)，以及DMT经过管线(25)投料到第一反应器(2)。
倘若根据图2在冷凝器(16)后面用泵(27)对残留气体进行压缩通过管线(26)排出回流槽(18)中的多余气体，图1所示的方法也可以在真空条件下进行。通过管线(28)流出回流槽(18)的冷凝物通过浸渍槽(29)的方法回到常压，之后冷凝物经过管线(30)移出这一过程。
在图3所示的方法中，EG/TPA膏体通过管线(31)导入第一反应器(32)，所述反应器的出口通过管线(33)提料入第二反应器(34)。离开第二反应器(34)的产品流经过管线(35)供给第三反应器(36)，酯化成品从第三反应器(36)通过管线(37)排出。经过管线(38)，从第一反应器放出的蒸汽，减去一个流经管线(39)用于第一反应压力阶段(32)压力控制的小的旁路气流，供给至加热的气体喷射泵(40)。经过管线(43)，来自第二反应器(34)的蒸汽的压载气流通过管线(42)被加入到经过管线(41)从第三反应器(36)排出的蒸汽中，使用气体喷射泵(40)压缩第三反应器(36)的蒸汽至精馏柱的压力。如果需要，通过管线(42)从第二反应器(34)排出的蒸汽与通过管线(45)从气体喷射泵(40)排出的蒸汽以及与通过管线(39)供给的旁路气流相结合，向上流经保压阀(44)，以便第二反应器(34)的压力大于或等于精馏柱内的压力。经过管线(46)，这组合蒸汽被加入精馏柱(47)，在精馏柱内低沸点组分与高沸点二醇组分分开。低沸点组分从精馏柱(47)的头部经过管线(48)排出，在冷凝器(49)中被冷却。经过管线(50)，冷却物流入回流槽(51)，从这里部分通过管线(52)被重新充入到精馏柱(47)的头部。为了在部分负荷下真空操作精馏柱(47)，回流槽(51)通过管线(53)与抽气泵(54)相连接。回流槽(51)排出的冷凝物通过管线(55)被带入浸渍槽(56)的常压并通过管线(57)移出以进一步加工。精馏柱(47)底部含有少量高沸点组分的乙二醇大部分通过管线(58，59)再循环至第一反应器(32)，而小部分通过管线(60)再循环至第二反应器(34)。流经管线(59)的二醇，部分会通过管线(59a)分流用于制备膏体。

Claims (12)

1.一种生产聚酯和共聚酯的方法，该方法在2-5个按顺序连接的反应压力阶段(2，4，32，34，36)中将二羧酸和二醇连续酯化反应或将二羧酸酯与二醇连续酯交换反应，其中第一反应压力阶段(2，32)的压力比其余的反应压力阶段(4，34，36)的压力高，第一反应压力阶段(2，32)的压力从一个反应压力阶段到另一个反应压力阶段连续下降，各个反应压力阶段的混合蒸汽流被导入精馏柱(12，47)中加以精馏，并且二醇组分汇聚于精馏柱底部被再循环至少至第一个反应压力阶段，其特征在于至少最后一个反应压力阶段是真空的，精馏柱(12，47)内的压力大于最后反应压力阶段压力，以及最后反应压力阶段排放出的蒸汽被压缩全精馏柱内存在的压力。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于2-4个按顺序连接的反应压力阶段(2，4，32，34，36)。
3.如权利要求1和2中任一项所述的方法，其特征在于在生产聚对苯二甲酸乙二酯酯化产品过程中，将物料混合物供给操作压为1.1-5.0巴的第一反应压力阶段(32)，接着供给操作压为0.5-1.5巴的第二反应压力阶段(34)，其后供给操作真空度为0.1-0.9巴的第三反应压力阶段(36)。
4.如权利要求1和2中任一项所述的方法，其特征在于在生产聚三甲基对苯二酸酯酯化产品过程中，将物料混合物供给操作压为1.0-5.0巴的第一反应压力阶段(2)，接着供给操作压为0.5-1.3巴的第二反应压力阶段。
5.如权利要求1和2中任一项所述的方法，其特征在于在生产聚丁烯对苯二酸酯酯交换产品过程中，将起始物料供给操作压为0.8-1.2巴的反应压力阶段(2)，接着供给操作压为0.2-0.8巴的第二反应压力阶段(4)。
6.如权利要求1所述的方法，其特征在于从最终压力阶段(4，36)排放出的蒸汽通过压缩机、吹风机或通风设备进行压缩。
7.如权利要求1所述的方法，其特征在于从最终压力阶段(4，36)排放出的蒸汽通过气体喷射泵(8，40)进行压缩。
8.如权利要求7所述的方法，其特征在于第一反应压力阶段(2，32)的蒸汽被用作气体喷射泵(8，40)的操作流体。
9.如权利要求1所述的方法，其特征在于精馏柱(12，47)存在的压力是由安置在精馏柱头部的冷凝器(16，49)后的残留气体排放来控制的。
10.如权利要求9所述的方法，其特征在于残留气体排放(27，54)是通过液体喷射泵、液体环形泵或吹风机来完成的。
11.如权利要求1所述的方法，其特征在于酯化产品或酯交换产品要经过预聚缩和聚缩作用。
12.如权利要求1所述的方法，其特征在于通过管线(22，59)被再循环至第一反应压力阶段的二醇的部分通过管线(22a，59a)分流用于制备膏体。
CNB018197795A 2000-12-21 2001-11-27 连续生产聚酯或共聚酯的方法 Expired - Fee Related CN1227282C (zh)

Applications Claiming Priority (4)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DE10064361.2 2000-12-21
DE10064361 2000-12-21
DE10127147.6 2001-06-02
DE10127147A DE10127147A1 (de) 2000-12-21 2001-06-02 Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Polyestern oder Copolyestern

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN1478115A CN1478115A (zh) 2004-02-25
CN1227282C true CN1227282C (zh) 2005-11-16

Family

ID=26008040

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CNB018197795A Expired - Fee Related CN1227282C (zh) 2000-12-21 2001-11-27 连续生产聚酯或共聚酯的方法

Country Status (10)

Country Link
US (1) US7153927B2 (zh)
EP (1) EP1345980B1 (zh)
CN (1) CN1227282C (zh)
AR (1) AR031918A1 (zh)
AT (1) ATE296324T1 (zh)
AU (1) AU2002219145A1 (zh)
EA (1) EA005296B1 (zh)
ES (1) ES2243399T3 (zh)
TW (1) TW555782B (zh)
WO (1) WO2002050159A1 (zh)

Families Citing this family (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP1820814B1 (de) * 2006-01-24 2007-08-29 Lurgi Zimmer GmbH Verfahren zur Veresterung von Terephthalsäure mit Butandiol, Verfahren zur Herstellung von Polybutylenterephthalat und Vorrichtung dafür
DE102007050929B4 (de) * 2007-10-23 2012-10-25 Lurgi Zimmer Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur Erzeugung von Vakuum bei der Herstellung von Polyestern und Copolyestern
KR102325729B1 (ko) 2018-11-28 2021-11-15 주식회사 엘지화학 가압 구간을 포함하는 테레프탈레이트계 조성물의 제조방법
KR20220067352A (ko) * 2020-11-17 2022-05-24 주식회사 엘지화학 디에스터계 물질의 제조방법

Family Cites Families (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3819585A (en) * 1971-09-30 1974-06-25 Monsanto Co Polyester esterification under two different pressures
US4077945A (en) * 1974-03-23 1978-03-07 Zimmer Aktiengesellschaft Process for making linear polyesters from ethylene glycol and terephthalic acid
US4670580A (en) * 1986-03-31 1987-06-02 Celanese Corporation Process for preparing oligomeric glycol esters of dicarboxylic acids
EP0244546B1 (de) 1986-04-29 1989-03-22 Karl Fischer Industrieanlagen Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung hochmolekularer Polyester
US5270444A (en) * 1989-03-31 1993-12-14 Mitsui Petrochemical Industries, Ltd. Process for treatment of polyethylene terephthalate, polyethylene terephthalate for molding purposes and process for preparation thereof
DE4419397A1 (de) * 1994-06-03 1995-12-14 Zimmer Ag Verfahren zur mehrstufigen Vakuumerzeugung bei der Polyester-Herstellung
US5466765A (en) * 1995-03-09 1995-11-14 Eastman Chemical Company Vaccum system for controlling pressure in a polyester process
JPH09124783A (ja) * 1995-10-31 1997-05-13 Toray Ind Inc ポリエステルの製造法
EP1046662B1 (en) * 1999-04-22 2003-03-12 Zimmer Aktiengesellschaft Process of producing polytrimethylene terephthalate (PTT)
US6277947B1 (en) 2000-04-21 2001-08-21 Shell Oil Company Process of producing polytrimethylene terephthalate (PTT)

Also Published As

Publication number Publication date
TW555782B (en) 2003-10-01
WO2002050159A1 (de) 2002-06-27
AR031918A1 (es) 2003-10-08
ES2243399T3 (es) 2005-12-01
ATE296324T1 (de) 2005-06-15
US20040106746A1 (en) 2004-06-03
AU2002219145A1 (en) 2002-07-01
EP1345980B1 (de) 2005-05-25
EA005296B1 (ru) 2004-12-30
US7153927B2 (en) 2006-12-26
EP1345980A1 (de) 2003-09-24
EA200300645A1 (ru) 2003-12-25
CN1478115A (zh) 2004-02-25
WO2002050159A9 (de) 2004-05-06

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN1085685C (zh) 制造聚酯预聚物的方法
CN102295779B (zh) 长链支化聚酯及其制备方法
CN1303128C (zh) 生物降解饱和/不饱和热塑性聚酯
CN1612907A (zh) 连续制备高分子量聚酯的方法和实施该方法的装置
CN101575122A (zh) 聚酯工艺塔塔顶气相混合物的冷却及分离工艺
US4758650A (en) Process and apparatus for producing high molecular weight polyesters
CN1227282C (zh) 连续生产聚酯或共聚酯的方法
CN102585189A (zh) 一种处理聚酯或共聚酯生产过程中尾气的方法和装置
US6864345B2 (en) Process and apparatus for producing polyethylene terephthalate
US7998420B2 (en) Method and device for producing vacuum in the production of polyesters and copolyesters
KR100732822B1 (ko) 폴리에스테르 또는 코폴리에스테르의 연속 제조방법
CN1796433A (zh) 一种用稀土催化剂合成聚酯的方法
CN107245035B (zh) 一种低碳酸高沸点醇酯的清洁生产装置及使用工艺
CN1903908A (zh) 制备聚酯时的多级真空发生工艺及装置
CN111454441B (zh) 一种连续化生产聚酯多元醇的生产方法
CN218501680U (zh) 一种生物降解树脂生产装置用尾气处理系统
CN212640345U (zh) 一种连续化生产可降解聚酯的装置
CN115926125A (zh) 一种高轻度pet塑料分子颗粒的生产工艺
CN117304457A (zh) 一种用于制备聚对苯二甲酸-己二酸丁二醇酯的复合催化剂及其应用
CN101501100A (zh) 使用来自对苯二甲酸装置的蒸汽来驱动固相聚合过程中的气体吹风机或鼓风机的方法
CN116262815A (zh) 一种聚酯树脂、骨组织工程支架及其制备方法
JPH07188404A (ja) 真空度の制御方法
JP2003176346A (ja) 生分解性ポリマーの製造方法

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant
ASS Succession or assignment of patent right

Owner name: LUQIQIMO CO., LTD.

Free format text: FORMER OWNER: LURGLZIMMER AG

Effective date: 20080201

C41 Transfer of patent application or patent right or utility model
TR01 Transfer of patent right

Effective date of registration: 20080201

Address after: Frankfurt, Germany

Patentee after: Ruzizi Mo Co., Ltd.

Address before: Frankfurt, Germany

Patentee before: Zimmer AG.

C17 Cessation of patent right
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee

Granted publication date: 20051116

Termination date: 20091228