ES2795354T3 - Sistema de reactor con calefacción optimizada y separación de fases - Google Patents

Sistema de reactor con calefacción optimizada y separación de fases Download PDF

Info

Publication number
ES2795354T3
ES2795354T3 ES08826317T ES08826317T ES2795354T3 ES 2795354 T3 ES2795354 T3 ES 2795354T3 ES 08826317 T ES08826317 T ES 08826317T ES 08826317 T ES08826317 T ES 08826317T ES 2795354 T3 ES2795354 T3 ES 2795354T3
Authority
ES
Spain
Prior art keywords
reaction medium
decoupling
vessel
range
heat exchanger
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.)
Active
Application number
ES08826317T
Other languages
English (en)
Inventor
Bruce Debruin
Thomas Yount
Larry Windes
Wesley Moyer
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
Grupo Petrotemex SA de CV
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 Grupo Petrotemex SA de CV filed Critical Grupo Petrotemex SA de CV
Application granted granted Critical
Publication of ES2795354T3 publication Critical patent/ES2795354T3/es
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

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
    • B01J4/00—Feed or outlet devices; Feed or outlet control devices
    • B01J4/001—Feed or outlet devices as such, e.g. feeding 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
    • 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
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/2415—Tubular reactors
    • B01J19/2425—Tubular reactors in parallel
    • 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
    • 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
    • B01J2219/00103—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
    • B01J2219/00761—Details of the reactor
    • B01J2219/00763—Baffles
    • B01J2219/00765—Baffles attached to the reactor wall
    • B01J2219/00768—Baffles attached to the reactor wall vertical
    • 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
    • B01J2219/18—Details relating to the spatial orientation of the reactor
    • B01J2219/185—Details relating to the spatial orientation of the reactor vertical
    • 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)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Medicinal Chemistry (AREA)
  • Polymers & Plastics (AREA)
  • Polyesters Or Polycarbonates (AREA)
  • Physical Or Chemical Processes And Apparatus (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Other Resins Obtained By Reactions Not Involving Carbon-To-Carbon Unsaturated Bonds (AREA)

Abstract

Un procedimiento de policondensación para producir tereftalato de polietileno que comprende: (a) calentar un medio de reacción inicial que fluye hacia arriba a través de un intercambiador de calor para proporcionar así un medio de reacción calentado; y (b) desacoplar un vapor de dicho medio de reacción calentado en un recipiente de desacoplamiento alargado horizontalmente para proporcionar así un producto predominantemente líquido, donde al menos una porción de dicho vapor es un subproducto de una reacción de policondensación realizada en dicho intercambiador de calor y/o en dicho recipiente de desacoplamiento, donde dicho recipiente de desacoplamiento tiene una relación de longitud a diámetro (L:D) en el intervalo de 1,25:1 a 8:1, donde el medio de reacción inicial es una alimentación de policondensación de tereftalato de polietileno que tiene una viscosidad intrínseca inicial (It.V.) en el intervalo de 0,1 a 0,5 dL/g, el producto predominantemente líquido comprende tereftalato de polietileno formado al menos en parte por la reacción de policondensación, la It.V. del producto de policondensación representa un aumento desde la It.V. inicial a un valor en el intervalo de 0,3 a 1,2 dL/g, y donde dicho recipiente de desacoplamiento está directamente acoplado a dicho intercambiador de calor, donde la distancia entre una salida del intercambiador de calor (32) y una entrada de alimentación del recipiente de desacoplamiento (60) es inferior a 5 D, donde una distancia horizontal entre la entrada de alimentación del recipiente de desacoplamiento (60) y una salida de líquido (62) y una salida de vapor del recipiente de desacoplamiento (64) es de al menos 1,25 D, y donde una distancia vertical entre la entrada de alimentación del recipiente de desacoplamiento (60) y el líquido la salida del recipiente de desacoplamiento (62) está en el intervalo de 0,20 a 1 D, y una distancia vertical entre la salida de líquido del recipiente de desacoplamiento (62) y la salida de vapor del recipiente de desacoplamiento (64) es de al menos 0,50 D.

Description

DESCRIPCIÓN
Sistema de reactor con calefacción optimizada y separación de fases
ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN
1. Campo de la invención
Esta invención se refiere a un procedimiento de policondensación en un reactor de una configuración particular tal y como se expone en lo sucesivo.
2. Descripción de la técnica anterior
La polimerización en fase fundida puede usarse para producir una diversidad de poliésteres, tales como, por ejemplo, tereftalato de polietileno (PET). El PET se usa ampliamente en bebidas, alimentos y otros recipientes, así como en fibras sintéticas y resinas. Los avances en la tecnología de procedimiento junto con el incremento de demanda han conducido a un mercado cada vez más competitivo para la producción y venta de PET. Por lo tanto, resulta deseable un procedimiento de bajo coste y alta eficiencia para producir PET.
En general, las instalaciones de producción de poliéster en fase fundida, incluyendo las usadas para fabricar PET, emplean una fase de esterificación y una fase de policondensación. En la etapa de esterificación, las materias primas poliméricas (i.e., reactivos) se convierten en monómeros de poliéster y/u oligómeros. En la fase de policondensación, los monómeros que salen de la fase de esterificación se convierten en un producto de polímero con la longitud de cadena media final deseada.
En muchas instalaciones de producción de poliéster en fase fundida convencionales, la esterificación y la policondensación se llevan a cabo en uno o más reactores agitados mecánicamente, tales como, por ejemplo, reactores continuos de tanque agitado (CSTR). Sin embargo, los CSTR y otros reactores con agitación mecánica tienen varios inconvenientes que pueden dar como resultado un aumento de los costes de capital, operación y/o mantenimiento para la instalación de producción de poliéster en general. Por ejemplo, los agitadores mecánicos y varios equipos de control típicamente asociados con CSTR son complejos, caros y pueden requerir un mantenimiento extenso. Además, los CSTr convencionales emplean frecuentemente tubos de intercambio de calor internos que ocupan una parte del volumen interno del reactor. Para compensar la pérdida en el volumen eficaz del reactor, los CSTR con tubos internos de intercambio de calor requieren un volumen total más grande, lo que aumenta los costes de capital. Además, las bobinas internas de intercambio de calor normalmente asociadas con los CSTR pueden interferir indeseablemente con los patrones de flujo del medio de reacción dentro del recipiente, lo que resulta en una pérdida de conversión. Para aumentar la conversión del producto, muchas instalaciones de producción de poliéster convencionales han empleado múltiples CSTR que operan en serie, lo que aumenta aún más los costes de capital y operativos.
Por lo tanto, existe una necesidad de un procedimiento de poliéster de alta eficiencia que minimice los costes de capital, operativos y de mantenimiento, mientras que mantenga o mejore la calidad de producto.
El documento de los EE.UU. 2820815 describe un procedimiento para la preparación de composiciones lubricantes sintéticas. El documento GB1122538 describe un procedimiento para la esterificación de ácido tereftálico con glicoles.El documento de los EE.UU. 3927982 describe un aparato de auto agitación para la esterificación continua.
RESUMEN DE LA INVENCIÓN
En la presente invención, se proporciona un procedimiento de policondensación para producir tereftalato de polietileno (PET), que comprende: (a) calentar un medio de reacción inicial en un intercambiador de calor para proporcionar así un medio de reacción calentado; y (b) desacoplar un vapor del medio de reacción calentado en un recipiente de desacoplamiento alargado horizontalmente para proporcionar así un producto predominantemente líquido. Al menos una parte del vapor es un subproducto de una reacción de policondensación llevada a cabo en el intercambiador de calor y/o en el recipiente de desacoplamiento. El recipiente de desacoplamiento tiene una relación de longitud a diámetro (L:D) en el intervalo de aproximadamente 1,25:1 a alrededor de 8:1.
El medio de reacción inicial es una alimentación de policondensación de tereftalato de polietileno. La alimentación tiene una viscosidad intrínseca inicial (It.V.) en el intervalo de 0,1 a 0,5 dL/g, el producto predominantemente líquido comprende tereftalato de polietileno, al menos parcialmente formado por la reacción de policondensación. La It.V. del producto de policondensación representa un aumento desde la It.V. inicial a un valor en el intervalo de 0,3 a 1,2 dL/g. Dicho recipiente de desacoplamiento está directamente acoplado a dicho intercambiador de calor.
La distancia entre una salida del intercambiador de calor y una entrada de alimentación del recipiente de desacoplamiento es inferior a aproximadamente 5 D. La distancia horizontal entre la entrada de alimentación del recipiente de desacoplamiento y una salida de líquido y una salida de vapor del recipiente de desacoplamiento es de al menos 1,25 D. La distancia vertical entre la entrada de alimentación del recipiente de desacoplamiento y la salida de líquido del recipiente de desacoplamiento está en el intervalo de 0,20 D a 10 D. La distancia vertical entre la salida del líquido del recipiente de desacoplamiento y la salida de vapor del recipiente de desacoplamiento es de al menos 0,5 D.
BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS
La figura 1 es una representación esquemática de un sistema de reactor útil en un procedimiento de producción de poliéster en fase fundida para producir PET según la presente invención.
DESCRIPCIÓN DETALLADA
Ahora, en referencia a la figura 1, se ilustra un sistema de reactor 10 que comprende un intercambiador de calor 12 y un recipiente de desacoplamiento 14 utilizados al efectuar el procedimiento de la presente invención.
El intercambiador de calor 12 comprende una carcasa del intercambiador verticalmente alargada 16 y un núcleo del intercambiador 18 dispuesto en la carcasa del intercambiador 16. La carcasa del intercambiador 16 comprende un miembro tubular vertical 20 con un par de tapas extremas 22,24 acopladas a la parte superior e inferior del miembro tubular 20. En la presente invención, el intercambiador de calor 12 puede tener una relación de altura a ancho (H:W) en el intervalo de aproximadamente 1,25:1 a alrededor de 8:1, donde H es la dimensión interna máxima de la carcasa del intercambiador 16, medida en la dirección de alargamiento de la carcasa del intercambiador 16, y W es la dimensión interna máxima de la carcasa del intercambiador 16, medida de manera perpendicular a la dirección de alargamiento de la carcasa del intercambiador 16. En ciertas realizaciones, H puede estar en el intervalo de aproximadamente 1,5 a aproximadamente 30,5 m (aproximadamente de 5 a aproximadamente 100 pies), aproximadamente 3 a aproximadamente 23 m (aproximadamente 10 a aproximadamente 75 pies), o de 6 a 15 m (de 20 a 50 pies), mientras que W puede estar en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 15 m (aproximadamente 1 a aproximadamente 50 pies), aproximadamente 0,6 a aproximadamente 9 m (aproximadamente 2 a aproximadamente 30 pies) o (4 a 20 pies).
El volumen interno de la carcasa del intercambiador 16 incluye una zona común inferior 26 y una zona común superior 28, separadas entre sí por el núcleo intercambiador 18. La carcasa del intercambiador 16 define una entrada del intercambiador 30 definida en la tapa del extremo inferior 24 cerca del fondo de la carcasa del intercambiador 16 y una salida del intercambiador 32 definida en el lado del miembro tubular 20 cerca de la parte superior de la carcasa del intercambiador 16. La entrada del intercambiador 30 está en comunicación fluida con la zona común inferior 26, mientras que la salida del intercambiador 32 está en comunicación fluida con la zona común superior 28. El núcleo 18 del intercambiador comprende un cabezal inferior 34, un cabezal superior 36, una pluralidad de tubos de intercambio de calor 38 y una pluralidad de deflectores 40. Los cabezales inferior y superior 34,36 pueden ser placas sustancialmente planas que están acopladas por sellado (por ejemplo, soldadas) a la pared interior de la carcasa del intercambiador 16. Los tubos del intercambio de calor 38 están acoplados y se extienden entre los cabezales inferior y superior 34,36. Los cabezales inferior y superior 34,36 definen una pluralidad de aberturas que se corresponden con los extremos abiertos de los tubos 38, de modo que un fluido puede fluir hacia arriba a través de los tubos 38 desde la zona común inferior 26 a la zona común superior 28. Por consiguiente, la única ruta de flujo de fluido entre las zonas comunes inferior y superior 26,28 es a través de los tubos 38.
Una zona del lado de la carcasa 42 se define en el núcleo 18 entre los cabezales superior e inferior 34,36 y fuera de los tubos 38. La zona del lado de la carcasa 42 está configurada para recibir un medio de transferencia de calor que intercambia calor con el fluido que fluye hacia arriba a través de los tubos 38. Como se representa en la figura 1, la carcasa del intercambiador 16 define una entrada del medio de transferencia de calor 48 para recibir el medio de transferencia de calor en la zona del lado de la carcasa 42 y una salida del medio de transferencia de calor 50 para descargar el medio de transferencia de calor fuera de la zona del lado de la carcasa 42. El medio de transferencia de calor se representa como un flujo de contracorriente al medio de reacción. Un experto en la materia reconocerá que, alternativamente, la carcasa del intercambiador 16 puede definir una abertura 50 para recibir el medio de transferencia de calor en la zona del lado de la carcasa 42 y una abertura 48 para descargar el medio de transferencia de calor fuera de la zona 42 de la carcasa (es decir, el medio de transferencia de calor puede fluir conjuntamente con el medio de reacción). Los deflectores 40 se extienden en la zona del lado de la carcasa 42 y son operables para hacer que el medio de transferencia de calor en la zona del lado de la carcasa 42 fluya a través de la zona del lado de la carcasa 42 a lo largo de una trayectoria tortuosa. El intercambiador de calor 12 es operable para un medio de reacción al calor que fluye hacia arriba a través del núcleo intercambiador 18 a través del intercambio de calor indirecto con el medio de transferencia de calor en la zona del lado de la carcasa 42. El medio de reacción calentado resultante sale del intercambiador de calor 12 a través de la salida del intercambiador 32 y, a continuación, se introduce en el recipiente de desacoplamiento 14.
El recipiente de desacoplamiento 14 comprende una carcasa de recipiente alargada horizontalmente 52 que incluye un miembro tubular alargado 54 y un par de tapas de extremos 56,58 acopladas a los extremos opuestos del miembro tubular 54. La carcasa del recipiente 52 define una entrada de alimentación 60, una salida de producto líquido 62 y una salida de vapor 64. En ciertas realizaciones de la presente invención, el recipiente de desacoplamiento 14 tiene una relación de longitud a diámetro (L:D) de menos de aproximadamente 10:1, en el intervalo de aproximadamente 1,25:1 a alrededor 8:1 , en el intervalo de aproximadamente 1,5:1 a alrededor 6:1, o en el intervalo de 2:1 a 4,5:1 , donde L es la dimensión interna máxima de la cubierta del recipiente 52, medida en la dirección de alargamiento de la cubierta del recipiente 52, y D es la dimensión interna máxima de la cubierta del recipiente 52, medida perpendicular a la dirección de alargamiento de la cubierta del recipiente 52. En ciertas realizaciones, L puede estar en el intervalo de aproximadamente 3 a aproximadamente 61 m (aproximadamente 10 a aproximadamente 200 pies), de aproximadamente 6 a aproximadamente 46 m (aproximadamente 20 a aproximadamente 150 pies) o de 9 a 24 m (de 30 a 80 pies), mientras que D puede estar en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 15 m (aproximadamente 1 a aproximadamente 50 pies), aproximadamente 0,6 a aproximadamente 9 m (aproximadamente 2 a aproximadamente 30 pies) o 1,2 a 6 m (4 a 20 pies).
Como se ilustra en la figura 1, el intercambiador de calor 12 y el recipiente de desacoplamiento 14 están ubicados muy cerca uno del otro. Por lo tanto, la distancia entre la salida del intercambiador 32 y la entrada de alimentación 60 puede ser inferior a aproximadamente 5 D, inferior a aproximadamente 2 D o inferior a 1 D. Además, en la realización ilustrada en la figura 1, el intercambiador de calor 12 y el recipiente de desacoplamiento 14 están directamente acoplados entre sí (es decir, acoplados sin ningún equipo de procedimiento intermedio situado entre la salida del intercambiador 32 y la entrada de alimentación 60). Generalmente, la salida del intercambiador 32 y la entrada de alimentación 60 están acopladas entre sí mediante una conexión bridada convencional, con una primera mitad de la conexión bridada que se extiende desde la pared lateral de la carcasa del intercambiador 16 y la segunda mitad de la conexión bridada que se extiende desde la tapa de extremo 56 de la carcasa del recipiente de desacoplamiento 52.
La entrada de alimentación 60, la salida de producto líquido 62 y la salida de vapor 64 se pueden posicionar de modo tal que mejoren el desacoplamiento de vapor/líquido en el recipiente de desacoplamiento 14. La distancia horizontal entre la entrada de alimentación 60 y las salidas de líquido y vapor 62,64 puede ser de al menos aproximadamente 1,25 D, al menos aproximadamente 1,5 D o al menos 2 D. La distancia vertical entre la entrada de alimentación 60 y la salida de líquido 64 puede ser inferior a aproximadamente 2 D, en el intervalo de aproximadamente 0,2 D a aproximadamente 1 D, en el intervalo de aproximadamente 0,25 D a aproximadamente 0,75 D o en el intervalo de 0,3 D a 0,5 D. La distancia vertical entre la salida de producto líquido 62 y la salida de vapor 64 puede ser de al menos aproximadamente 0,5 D, al menos aproximadamente 0,75 D o aproximadamente 1 D. Como se ilustra en la figura 1, el recipiente de desacoplamiento 14 también puede comprender un deflector 66 que se extiende hacia abajo. El deflector 66 puede disponerse generalmente entre la entrada de alimentación 60 y la salida de vapor 64, pero más cerca de la salida de vapor 64 que de la entrada de alimentación 60. El deflector 66 puede extenderse hacia abajo desde la parte superior de la carcasa del recipiente 52, cerca de la salida de vapor 64.
Aunque la carcasa del intercambiador 16 y la carcasa del recipiente de desacoplamiento 52 se ilustran en la figura 1 como que tienen configuraciones sustancialmente cilíndricas, debe tenerse en cuenta que estas cubiertas pueden tener una variedad de configuraciones de sección transversal (por ejemplo, cuadrada, rectangular, ovalada, etc.). Aunque la carcasa del intercambiador 16 y los tubos 38 se ilustran en la figura 1 como alargados a lo largo de un eje vertical de alargamiento, debe observarse que el eje de alargamiento de la carcasa del intercambiador 16 y los tubos 38 no necesitan ser perfectamente verticales. Por ejemplo, el eje de alargamiento de la carcasa del intercambiador 16 y/o los tubos 38 pueden orientarse con aproximadamente 30 grados de verticalidad, dentro de aproximadamente 15 grados de verticalidad, o dentro de 5 grados de verticalidad. Aunque la carcasa del recipiente de desacoplamiento 52 se ilustra en la figura 1 como alargada a lo largo de un eje horizontal de alargamiento, debe tenerse en cuenta que el eje de alargamiento de la carcasa del recipiente de desacoplamiento 52 no necesita ser perfectamente horizontal. Por ejemplo, el eje de alargamiento de la carcasa 52 del recipiente de desacoplamiento puede orientarse con aproximadamente 30 grados de horizontalidad, dentro de aproximadamente 15 grados de horizontalidad o dentro de 5 grados de horizontalidad.
Como se representa en la figura 1, el recipiente de desacoplamiento 14 puede ser un recipiente sustancialmente vacío. Opcionalmente, el recipiente de desacoplamiento 14 puede equiparse con tubos de intercambio de calor internos, bobinas de intercambio de calor internas, una cubierta externa y/o trazado de calor externo usado para calentar el medio de reacción en el recipiente de desacoplamiento 14. Típicamente, menos de aproximadamente 50 por ciento, menos de aproximadamente 25 por ciento, menos de aproximadamente 10 por ciento, menos de aproximadamente 5 por ciento o 0 por ciento del calor total agregado al medio de reacción en el recipiente de desacoplamiento 14 se agrega a través de bobinas o tubos de intercambio de calor internos.
Como se mencionó anteriormente, el sistema de reactor 10 puede requerir poca o ninguna agitación mecánica del medio de reacción procesado en el mismo. Aunque el medio de reacción procesado en el sistema de reactor 10 puede agitarse en alguna medida en virtud del flujo a través del sistema de reactor 10, esta agitación de flujo no es una agitación mecánica. Típicamente, menos de aproximadamente el 50 por ciento, menos de aproximadamente el 25 por ciento, menos de aproximadamente el 10 por ciento, menos de aproximadamente el 5 por ciento o el 0 por ciento de la agitación total del medio de reacción procesado en el intercambiador de calor 12 y/o el recipiente de desacoplamiento 14 del sistema de reactor 10 se proporciona mediante agitación mecánica. Por consiguiente, los sistemas del reactor pueden funcionar sin ningún dispositivo de mezcla mecánica. Esto contrasta directamente con los reactores continuos de tanque agitado (CSTR) convencionales que emplean agitación mecánica casi exclusivamente.
Ahora se describirá en detalle el funcionamiento de un sistema de reactor 10 útil para realizar la presente invención. En general, el sistema de reactor 10 puede emplearse para facilitar una reacción química en un medio de reacción calentando el medio de reacción en el intercambiador de calor 12 y, a continuación, desacoplando un vapor del medio de reacción en el recipiente de desacoplamiento 14. A continuación, se proporcionan ejemplos específicos de reacciones químicas que pueden llevarse a cabo en un sistema de reactor. En general, sin embargo, el sistema de reactor 10 puede usarse para facilitar cualquier tipo de reacción en la que (1) se requiere una entrada de calor, (2) la reacción tiene lugar en la fase líquida de un medio de reacción, (3) se produce un vapor a partir del medio de reacción y (4) es deseable desacoplar el vapor del medio de reacción.
El procedimiento llevado a cabo en el sistema de reactor 10 puede comenzar introduciendo una alimentación de intercambiador predominantemente líquida en el intercambiador de calor 12 a través de la entrada del intercambiador 30. La alimentación del intercambiador forma un medio de reacción inicial 68 en la zona común inferior 26 del intercambiador de calor 12. El medio de reacción inicial 68 se pasa, a continuación, hacia arriba a través de los tubos 38 del núcleo 18. Al mismo tiempo, se hace circular un medio de transferencia de calor caliente a través de la zona del lado de la carcasa 42 desde la entrada del medio de transferencia de calor 48 hasta la salida del medio de transferencia de calor 50. El medio de transferencia de calor puede fluir generalmente hacia abajo a través de la zona del lado de la carcasa 42 (es decir, en contracorriente a la dirección del flujo del medio de reacción 68 en los tubos 38). A medida que el medio de transferencia de calor fluye a través de la zona del lado de la carcasa 42, rodea y entra en contacto con el exterior de los tubos 38 para calentar así el medio de reacción inicial 68 que fluye hacia arriba a través de los tubos 38. Por lo tanto, el medio de reacción inicial 68 que fluye hacia arriba a través de los tubos 38 se calienta por intercambio de calor indirecto con el medio de transferencia de calor en la zona del lado de la carcasa 42, produciendo así un medio de reacción calentado 70 que sale de la parte superior del núcleo 18 y entra en la zona común superior 28 del intercambiador de calor 12. El medio de reacción calentado 70, a continuación, fluye fuera del intercambiador de calor 12 a través de la salida del intercambiador 32 y dentro del recipiente de desacoplamiento 14 a través de la entrada de alimentación 60.
En el recipiente de desacoplamiento 14, un vapor 72 se desacopla del medio de reacción calentado 70. El vapor 72 se puede formar en el intercambiador de calor 12 y/o en el recipiente de desacoplamiento 14. El vapor 72 puede comprender un subproducto de la reacción química realizada en el sistema de reactor 10 y/o un componente volátil de la alimentación del intercambiador que se vaporiza en el sistema de reactor 10.
Como se ilustra en la figura 1, el medio de reacción calentado 70 puede comprender una porción predominantemente líquida 74 y una porción de espuma 76. La porción de espuma 76 se puede generar en el intercambiador de calor 12 y/o en el recipiente de desacoplamiento 14. Independientemente de si el medio de reacción calentado 70 comprende o no una porción de espuma, la porción predominantemente líquida 74 del medio de reacción calentado 70 fluye generalmente de manera horizontal a través del fondo del recipiente de desacoplamiento 14 y hacia la salida de líquido 62. Como la porción predominantemente líquida 74 del medio de reacción calentado 70 fluye a través del recipiente de desacoplamiento 14, el vapor 72 fluye generalmente sobre el medio de reacción calentado 70 y hacia la salida de vapor 64.
El deflector 66, que se encuentra cerca de la salida de vapor 64, está configurado para garantizar que prácticamente ninguna espuma o líquido arrastrado salga del recipiente de desacoplamiento 14 a través de la salida de vapor 64. Además, la longitud del recipiente de desacoplamiento 14, el caudal de líquido a través del recipiente de desacoplamiento 14, el volumen del recipiente de desacoplamiento 14, el área superficial del medio de reacción calentado 70 y la profundidad del medio de reacción calentado 70 en el recipiente de desacoplamiento 14 ayudan a garantizar que prácticamente no salga espuma del recipiente de desacoplamiento 14 a través de la salida del producto líquido 62. Generalmente, la profundidad máxima de la porción predominantemente líquida 74 del medio de reacción 70 en el recipiente de desacoplamiento 14 puede ser inferior a aproximadamente 0,75 D, inferior a aproximadamente 0,6 D, inferior a aproximadamente 0,5 D o inferior a 0,3 D. Generalmente, la porción predominantemente líquida 74 del medio de reacción 70 ocupa menos de aproximadamente el 50 por ciento, menos de aproximadamente el 25 por ciento o menos del 15 por ciento del volumen interno total del recipiente de desacoplamiento. Después de pasar a través del recipiente de desacoplamiento 14, la porción predominantemente líquida 74 del medio de reacción calentado 70 sale del recipiente de desacoplamiento 14 a través de la salida de producto líquido 62 como un producto predominantemente líquido y el vapor 72 sale del recipiente de desacoplamiento 14 a través de la salida de vapor 64.
El sistema de reactor descrito anteriormente, según la invención, se emplea en una instalación de producción de poliéster en fase fundida para producir tereftalato de polietileno (PET), que incluye homopolímeros y copolímeros de PET. Cuando se produce un copolímero de PET, dicho copolímero puede comprender al menos 90, al menos 91, al menos 92, al menos 93, al menos 94, al menos 95, al menos 96, al menos 97, al menos 98 por ciento en moles de etileno unidades repetidas de tereftalato y hasta 10, hasta 9, hasta 8, hasta 7, hasta 6, hasta 5, hasta 4, hasta 3 o hasta 2 por ciento en moles de unidades de repetición de comonómero añadidas. Generalmente, las unidades de repetición de comonómero pueden derivarse de uno o más comonómeros seleccionados del grupo que consiste en ácido isoftálico, ácido 2,6-naftalin-dicarboxílico, CHDM y dietilenglicol.
En general, un procedimiento de producción de poliéster comprende dos etapas principales: una etapa de esterificación y una etapa de policondensación. En la etapa de esterificación, los materiales de partida de poliéster, que pueden comprender al menos un alcohol y al menos un ácido, se someten a esterificación para producir monómeros de poliéster y/u oligómeros. En la etapa de policondensación, los monómeros de poliéster y/u oligómeros de la etapa de esterificación se hacen reaccionar en el producto de poliéster final. Como se usa en esta invención con respecto al PET, los monómeros tienen menos de 3 longitudes de cadena, los oligómeros tienen de aproximadamente 7 a aproximadamente 50 longitudes de cadena (los componentes con una longitud de cadena de 4 a 6 unidades pueden considerarse monómero u oligómero) y los polímeros tienen más de cerca de 50 longitudes de cadena. Un dímero, por ejemplo, EG-TA-EG-TA-EG, tiene una longitud de cadena de 2, y un trímero 3, y así sucesivamente.
El material de partida de ácido empleado en la fase de esterificación puede ser un ácido dicarboxílico de modo que el producto de poliéster final comprende al menos un residuo de ácido dicarboxílico que tiene en el intervalo de aproximadamente 4 a aproximadamente 15, o de 8 a 12 átomos de carbono. Los ejemplos de ácidos dicarboxílicos adecuados para su uso en la presente invención pueden incluir, entre otros, ácido terftálico, ácido ftálico, ácido isoftálico, ácido naftaleno-2,6-dicarboxílico, ácido ciclohexanodicarboxílico, ácido ciclohexanodiacético, ácido difenil-4,4'-dicarboxílico, ácido difenil-3,4'-dicarboxílico, 2,2,-dimetil-1 ,3-propanodiol, ácido dicarboxílico, ácido succínico, ácido glutárico, ácido adípico, ácido azelaico, ácido sebácico y mezclas de los mismos. En una realización, el material de partida ácido puede ser un éster correspondiente, tal como tereftalato de dimetilo en lugar de ácido tereftálico.
El material de partida de alcohol empleado en la fase de esterificación puede ser un diol de modo que el producto de poliéster final pueda comprender al menos un residuo de diol, tal como, por ejemplo, aquellos que proceden de dioles cicloalifáticos que tienen en el intervalo de aproximadamente 3 a aproximadamente 25 átomos de carbono o de 6 a 20 átomos de carbono. Los dioles adecuados pueden incluir, entre otros, etilenglicol (EG), dietilenglicol, trietilenglicol, 1 ,4-ciclohexano-dimetanol, propano-1 ,3-diol, butano-1 ,4-diol, pentano-1 ,5-diol, hexano-1 ,6-diol, neopentilglicol, 3-metilpentanodiol-(2,4), 2-metilpentanodiol-(1 ,4), 2,2,4-trimetilpentano-diol-(1, 3), 2-etilhexanodiol-(1 ,3), 2,2-dietilpropano-diol-(1 ,3), hexanodiol-(1 ,3), 1 ,4-di-(hidroxietoxi)-benceno, 2,2-bis-(4-hidroxiciclohexil)-propano, 2,4-dihidroxi-1 ,1 ,3,3-tetrametil-ciclobutano, 2,2,4,4tetrametil-ciclobutanodiol, 2,2-bis-(3-hidroxietoxifenil)-propano, 2,2rbis-(4-hidroxi-propoxifenil)-propano, isosorburo, hidroquinona, BDS-(2,2-(sulfonilbis)4,1-fenileneoxi))bis(etanol) y mezclas de los mismos. Además, los materiales de partida pueden comprender uno o más comonómeros. Comonómeros adecuados pueden incluir, por ejemplo, comonómeros que comprenden ácido tereftálico, tereftalato de dimetilo, ácido isoftálico, isoftalato de dimetilo, dimetil-2,6-naftalenodicarboxilato, ácido 2,6-naftalenodicarboxílico, etilenglicol, dietilenglicol, 1 ,4-ciclohexanodimetanol (CHDM), 1 ,4-butanodiol, politetrametilenglicol, trans-DMCD, anhídrido trimelítico, cliclohexano-1 ,4 dicarboxilato de dimetilo, decalin-2,6 dicarboxilato de dimetilo, decalindimetanol, 2,6-dicarboxilato de decahidronaftaleno, 2,6-dihidroximetil-decahidronaftaleno, hidroquinona, ácido hidroxibenzoico, y mezclas de los mismos.
La etapa de policondensación puede incluir una etapa de prepolimerización para producir un producto parcialmente condensado que, a continuación, se somete a una etapa de acabado para producir así el producto polimérico final.
Haciendo referencia nuevamente a la figura 1, se puede llevar a cabo más de una reacción química en el sistema de reactor 10. Por ejemplo, aunque la policondensación puede ser la reacción química predominante llevada a cabo en el sistema de reactor 10, también puede producirse una cierta cantidad de esterificación en el sistema de reactor 10. La longitud de cadena promedio de la alimentación introducida en la entrada del intercambiador 30 del intercambiador de calor 12 puede estar en el intervalo de alrededor de 1 a alrededor de 20, de alrededor de 2 a alrededor de 15, o de 5 a 12, mientras que la longitud de cadena promedio del producto predominantemente líquido extraído de la salida de producto líquido 62 del recipiente de desacoplamiento 14 puede encontrarse en el intervalo de desde alrededor de 5 a alrededor de 50, de alrededor de 8 a alrededor de 40, o de 10 a 30. Generalmente, la longitud de cadena promedio del medio de reacción procesado en el sistema de reactor 10 puede aumentar en al menos aproximadamente 2, en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 30, o en el intervalo de 8 a 20 entre la entrada del intercambiador 30 y el producto líquido salida 62.
La alimentación del intercambiador de un sistema de reactor 10 útil para realizar la presente invención puede entrar en la entrada del intercambiador 30 a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 200 a aproximadamente 330°C, de aproximadamente 245 a aproximadamente 285°C, o de 250 a 270°C, mientras que el medio de reacción calentado 70 que sale de la salida del intercambiador 32 puede tener una temperatura en el intervalo de aproximadamente 220 a aproximadamente 350°C, de aproximadamente 265 a aproximadamente 305°C, o de 270 a 290°C. Por lo tanto, el intercambiador de calor 12 puede usarse para aumentar la temperatura del medio de reacción inicial 68 en al menos aproximadamente 5°C, en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 50°C, o en el intervalo de 15 a 40°C. La cantidad de calentamiento proporcionada por el intercambiador de calor 12 puede estar en el intervalo de aproximadamente 230 a aproximadamente 11500 kilojulios por kilogramo de medio de reacción (kj/kg) (aproximadamente 100 a aproximadamente 5,000 BTU por libra de medio de reacción (BTU/Ib)), en el intervalo de aproximadamente 930 a aproximadamente 4500 kj/kg (de aproximadamente 400 a aproximadamente 2,000 BTU/Ib) o en el intervalo de 1400 a 3500 kj/kg (600 a 1.500 BTU/Ib).
El medio de reacción calentado 70 de un sistema de reactor 10 útil para realizar la presente invención puede entrar en el recipiente de desacoplamiento 14 a través de la entrada 60 a una temperatura en el intervalo de aproximadamente 220 a aproximadamente 350°C, de aproximadamente 265 a aproximadamente 305°C, o de 270 a 290°C. El producto predominantemente líquido que sale de la salida del producto líquido 62 puede tener una temperatura dentro de aproximadamente 50, 25 o 10°C de la temperatura del medio de reacción calentado 70 que entra en la entrada 60. En una realización, la temperatura del producto líquido que sale de la salida del producto líquido 62 está en el intervalo de aproximadamente 220 a aproximadamente 350°C, de aproximadamente 265 a aproximadamente 305°C, o de 270 a 290°C. La temperatura media del medio de reacción calentado 70 en el recipiente de desacoplamiento 14 puede mantenerse en el intervalo de aproximadamente 220 a aproximadamente 350°C, de aproximadamente 265 a aproximadamente 305°C, o de 270 a 290°C. La presión espacial del vapor tanto en el intercambiador de calor 12 como en el recipiente de desacoplamiento 14 puede mantenerse en el intervalo de aproximadamente 0 a aproximadamente 40000 Pa (aproximadamente 0 a aproximadamente 300 torr), aproximadamente 133 a aproximadamente 6500 Pa (aproximadamente 1 a aproximadamente 50 torr), o en el intervalo de 2500 a 4000 Pa (de 20 a 30 torr).
Los sistemas de reactores configurados según la presente invención pueden proporcionar numerosas ventajas cuando se emplean como reactores en las etapas de esterificación y/o policondensación de un procedimiento de producción de poliéster. Dichos sistemas de reactor son muy adecuados para su uso en instalaciones de producción de PET a escala comercial capaces de producir PET a una velocidad de al menos aproximadamente 4500 kilogramos por hora (aproximadamente 10.000 libras por hora), al menos aproximadamente 45000 kilogramos por hora (aproximadamente 100.000 libras por hora), al menos aproximadamente 110000 kilogramos por hora (aproximadamente 250.000 libras por hora) o al menos 230000 kilogramos por hora (500.000 libras por hora).
En la presente invención, se proporciona un procedimiento que comprende: (a) calentar un medio de reacción inicial que fluye hacia arriba a través de un intercambiador de calor para proporcionar así un medio de reacción calentado; y (b) desacoplar un vapor del medio de reacción calentado en un recipiente de desacoplamiento alargado horizontalmente para proporcionar así un producto predominantemente líquido, donde al menos una parte del vapor es un subproducto de una reacción química llevada a cabo en el intercambiador de calor y/o en el recipiente de desacoplamiento, donde el recipiente de desacoplamiento tiene una relación de longitud a diámetro (LD) en el intervalo de aproximadamente 1,25:1 a alrededor 8:1. Las características descritas para el medio de reacción, el intercambiador de calor y el recipiente de desacoplamiento para la realización mostrada en la figura 1 se aplican a esta realización. En un ejemplo del procedimiento, el recipiente de desacoplamiento está directamente acoplado al intercambiador de calor. Además, el recipiente de desacoplamiento puede estar separado en menos de aproximadamente 5 D, menos de aproximadamente 2 D o menos de 1 D del intercambiador de calor.
En un ejemplo del procedimiento, el recipiente de desacoplamiento comprende un tubo sustancialmente horizontal y un par de tapas de extremo acopladas a los extremos opuestos del tubo. Además, el recipiente de desacoplamiento puede tener una relación LD de menos de aproximadamente 8:1, en el intervalo de aproximadamente 1,25:1 a alrededor de 8:1, en el intervalo de aproximadamente 1,5:1 a alrededor de 6:1 o en el intervalo de 2:1 a 4,5:1.
En un ejemplo del procedimiento, el medio de reacción calentado forma espuma en el intercambiador de calor y/o en el recipiente de desacoplamiento. El medio de reacción al calor que forma espuma puede comprender una porción de espuma y una porción predominantemente líquida, donde sustancialmente ninguna de la porción de espuma sale del recipiente de desacoplamiento.
En un ejemplo del procedimiento, la reacción química comprende la policondensación. La descripción detallada del reactor 10 de la figura 1, empleada como una segunda etapa de esterificación, prepolimerización, y/o el reactor dado anteriormente se aplica a este ejemplo de la presente invención. Específicamente, todas las características de alimentación (por ejemplo, Conversión y/o longitud de cadena), temperatura, presión, aumento de conversión, aumento promedio de longitud de cadena, características del producto y cualquier aporte de calor se aplican a este ejemplo de la presente invención.
En el procedimiento, un producto se elimina de una salida de producto del reactor, donde el medio de reacción forma el producto en el reactor. Además, cuando la reacción química comprende policondensación, el producto puede ser un producto de policondensación. La lt. V de producto o producto de policondensación puede estar en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 1,2, aproximadamente 0,35 a aproximadamente 0,6, o 0,4 a 0,5 dL/g. En un ejemplo, la lt.V. del producto o producto de policondensación está en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 0,5, aproximadamente 0,1 a aproximadamente 0,4, o 0,15 a 0,35 dL/g. En un ejemplo, se introduce una alimentación en una entrada de alimentación del reactor para formar el medio de reacción y la It.V. de la alimentación está en el intervalo de aproximadamente 0.1 a aproximadamente 0.5, aproximadamente 0.1 a aproximadamente 0.4, o 0.15 a 0.35 dL/g.
Los valores de viscosidad intrínseca (It.V.) se establecen en unidades de dL/g tal como se calculan a partir de la viscosidad inherente medida a 25°C en 60% en peso de fenol y 40% en peso de 1 ,1 ,2,2-tetracloroetano. Pueden disolverse muestras de polímero en el disolvente a una concentración de 0,25 g/50 mL. La viscosidad de las soluciones de polímeros se puede determinar, por ejemplo, usando un viscosímetro capilar de vidrio Rheotek. Una descripción del principio de funcionamiento de este viscosímetro puede encontrarse en la norma ASTM D 4603. La viscosidad inherente se calcula a partir de la viscosidad medida de la solución. Las siguientes ecuaciones describen tales medidas de viscosidad de la solución y los cálculos posteriores para V.Ih. y de V.Ih. a V.It.:
n¡nh = [In (ts/to)]/C
donde n¡nh = viscosidad inherente a 25°C a una concentración de polímero de 0,5 g/100 mL de 60% en peso de fenol y 40% en peso de 1,1,2,2-tetracloroetano In = Logaritmo natural ts = Tiempo de flujo de la muestra a través de un tubo capilar to = Tiempo de flujo de blanco de solvente a través de un tubo capilar C = Concentración de polímero en gramos por 100 mL de solvente (0,50%)
La viscosidad intrínseca es el valor límite a dilución infinita de la viscosidad específica de un polímero. Se define por la siguiente ecuación:
n¡nt = lim (nsp/C) = lim (In rjr)/C
C—0 C—0
Donde nint = Viscosidad intrínseca nr = Viscosidad relativa = ts/to nsp = Viscosidad específica = nr - 1
La viscosidad intrínseca (It.V. o nint) puede estimarse usando la ecuación de Billmeyer siguiente:
r|¡nt= 0.5 [ea5xlhV - 1] (0.75x Ih.V.)
La referencia para estimar la viscosidad intrínseca (relación de Billmeyer) es J. Polymer ScL, 4, pp. 83-86 (1949).
La viscosidad de las soluciones de polímero también se puede determinar usando un viscosímetro diferencial modificado de Viscotek (una descripción del principio de funcionamiento de los viscosímetros de presión diferencial se puede encontrar en ASTM D 5225) u otros procedimientos conocidos por un experto en la técnica.
En un ejemplo de la presente invención, se proporciona un procedimiento que comprende: (a) calentar un medio de reacción inicial en un intercambiador de calor para proporcionar así un medio de reacción calentado; y (b) desacoplar un vapor del medio de reacción calentado en un recipiente de desacoplamiento alargado horizontalmente para proporcionar así un producto predominantemente líquido, en el que al menos una parte del vapor es un subproducto de una reacción de policondensación llevada a cabo en el intercambiador de calor y/o en el recipiente de desacoplamiento, en el que el recipiente de desacoplamiento tiene una relación de longitud a diámetro (LD) de menos de alrededor de 10:1, en el intervalo de aproximadamente 1,25:1 a alrededor 8:1, en el intervalo de alrededor de 1,5:1 a alrededor de 6:1 o en el intervalo de 2:1 a 4,5:1.
En un ejemplo del procedimiento de policondensación, la longitud de cadena promedio del medio de reacción inicial introducido en el intercambiador de calor está en el intervalo de aproximadamente 1 a aproximadamente 20, de aproximadamente 2 a aproximadamente 15, o de 5 a 12 donde la cadena promedio la longitud del producto predominantemente líquido es de al menos aproximadamente 2, en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 30, o de 8 a 20 mayor que la longitud de cadena promedio del medio de reacción inicial introducido en el intercambiador de calor.
En un ejemplo del procedimiento de policondensación, la temperatura del medio de reacción calentado que sale del intercambiador de calor está en el intervalo de aproximadamente 220 a aproximadamente 350°C, aproximadamente 265 a aproximadamente 305°C, o 270 a 290°C y la presión espacial del vapor en el recipiente de desacoplamiento se mantiene en el intervalo de aproximadamente 0 a aproximadamente 40000 Pa (aproximadamente 0 a aproximadamente 300 torr), aproximadamente 130 a aproximadamente 6500 Pa (aproximadamente 1 a aproximadamente 50 torr), o de 2500 a 4000 Pa (20 a 30 torr).
En un ejemplo del procedimiento de policondensación, el producto predominantemente líquido comprende tereftalato de polietileno, al menos parcialmente formado por la reacción de policondensación.
En un ejemplo del procedimiento de policondensación, el recipiente de desacoplamiento está directamente acoplado al intercambiador de calor y está separado en menos de 5 D, menos de 2 D o menos de 1 D del intercambiador de calor.
En un ejemplo del procedimiento de policondensación, el medio de reacción inicial fluye hacia arriba a través de una pluralidad de tubos sustancialmente verticales del intercambiador de calor durante el calentamiento.
En un ejemplo del procedimiento de policondensación, el recipiente de desacoplamiento comprende un tubo sustancialmente horizontal y un par de tapas de extremo acopladas a los extremos opuestos del tubo.
En un ejemplo del procedimiento de policondensación, el recipiente de desacoplamiento define una entrada de alimentación para recibir al menos una porción del medio de reacción calentado, una salida de vapor para descargar al menos una porción del vapor y una salida de líquido para descargar al menos una porción del producto predominantemente líquido, donde la salida de líquido y la salida de vapor están separadas horizontalmente en al menos aproximadamente 1,25 D, al menos aproximadamente 1,5 D o al menos 2 D desde la entrada de alimentación. En un ejemplo del procedimiento de policondensación, el medio de reacción calentado comprende una porción predominantemente líquida, donde la profundidad máxima de la porción predominantemente líquida en el recipiente de desacoplamiento es menor que aproximadamente 0,75 D, menor que aproximadamente 0,6 D, menos que aproximadamente 0,5 D o menor que 0,3 D. En un ejemplo del procedimiento de policondensación, la It.V. de la alimentación de policondensación está en el intervalo de aproximadamente 0,1 a aproximadamente 0,5, aproximadamente 0,1 a aproximadamente 0,4, o aproximadamente 0,15 a aproximadamente 0,35 dL/g. En un ejemplo, la It.V. del producto de policondensación está en el intervalo de aproximadamente 0,3 a aproximadamente 1,2, aproximadamente 0,35 a aproximadamente 0,6, o de 0,4 a 0,5 dL/g.
Un sistema de reactor útil para realizar la presente invención puede comprender un intercambiador de calor vertical y un recipiente de desacoplamiento alargado horizontalmente. El intercambiador de calor define una entrada de intercambiador y una salida de intercambiador. El recipiente de desacoplamiento define una entrada de alimentación, una salida de vapor y una salida de líquido. La entrada de alimentación está acoplada en comunicación fluida con la salida del intercambiador y el recipiente de desacoplamiento tiene una relación de longitud a diámetro (L:D) inferior a aproximadamente 10:1, en el intervalo de aproximadamente 1,25:1 a alrededor de 8:1, en el intervalo de aproximadamente 1.5:1 a alrededor de 6:1 o en el intervalo de 2:1 a 4.5:1. La salida de líquido está espaciada horizontalmente al menos en aproximadamente 1,25 D, al menos aproximadamente 1,5 D, o al menos 2 D de la entrada de alimentación y la salida de líquido está verticalmente separada en menos de aproximadamente 2 D, en el intervalo de aproximadamente 0,2 D a aproximadamente 1 D , aproximadamente 0,25 D a aproximadamente 0,75 D o 0,3 D a 0,5 D desde la entrada de alimentación.
En un ejemplo del sistema de reactor útil para realizar la presente invención, el recipiente de desacoplamiento está directamente acoplado al intercambiador de calor, y la entrada de alimentación está separada en menos de 5 D, menos de 2 D o menos de 1 D de la salida de líquido.
En un ejemplo del sistema de reactor útil para realizar la presente invención, la salida del intercambiador está ubicada a una elevación más alta que la entrada del intercambiador.
En un ejemplo del sistema de reactor útil para realizar la presente invención, el intercambiador de calor comprende una pluralidad de tubos sustancialmente verticales, donde el intercambiador de calor es operable para calentar un fluido que fluye hacia arriba a través de los tubos.
En un ejemplo del sistema de reactor útil para realizar la presente invención, la salida de líquido está verticalmente espaciada a menos de aproximadamente 2 D, en el intervalo de aproximadamente 0,2 D a aproximadamente 1 D, aproximadamente 0,25 D a aproximadamente 0,75 D, o 0,3 D a 0,5 D debajo de la entrada de alimentación.
En un ejemplo del sistema de reactor útil para realizar la presente invención, el recipiente de desacoplamiento comprende un tubo sustancialmente recto, sustancialmente horizontal, y un par de tapas de extremo acopladas en los extremos opuestos del tubo. Además, una de las tapas de los extremos puede definir la entrada de alimentación.
En un ejemplo del sistema de reactor útil para realizar la presente invención, el recipiente de desacoplamiento comprende un tubo sustancialmente recto, sustancialmente horizontal, y un par de tapas de extremo acopladas en los extremos opuestos del tubo y la salida de líquido está ubicada cerca de la parte inferior del tubo, donde la salida de vapor está ubicada cerca de la parte superior del tubo. En un ejemplo del sistema de reactor, el recipiente de desacoplamiento comprende un deflector que se extiende hacia abajo ubicado generalmente entre la entrada de alimentación y la salida de vapor, donde el deflector está ubicado más cerca de la salida de vapor que de la entrada de alimentación.
En un ejemplo del sistema de reactor útil para efectuar la presente invención, la relación LD es de menos de alrededor de 10:1, en el intervalo de alrededor de 1,25:1 a alrededor de 8:1, en el intervalo de alrededor de 1,5:1 a alrededor de 6:1 o en el intervalo de 2:1 a 4,5:1.
En un ejemplo del sistema de reactor útil para realizar la presente invención, el sistema de reactor no comprende ningún dispositivo de mezcla mecánica.
En un ejemplo del sistema de reactor útil para realizar la presente invención, el recipiente de desacoplamiento no compromete ningún tubo de intercambio de calor interno.
Intervalos numéricos
La presente descripción usa intervalos numéricos para cuantificar ciertos parámetros relacionados con la invención. Debería entenderse que cuando se proporcionan intervalos numéricos, debe interpretarse que dichos intervalos proporcionan soporte literal para limitaciones de las reivindicaciones que solo citan el valor inferior del intervalo, así como también limitaciones de las reivindicaciones que solo citan el valor superior del intervalo. Por ejemplo, un intervalo numérico divulgado de 10 a 100 proporciona soporte literal para una reivindicación que indique "más de 10" (sin límites superiores) y una reivindicación que indique "menos de 100" (sin límites inferiores).
Definiciones
Como se usa en esta invención, los términos "un", "uno(a)", "el(la)" y "dicho(a)" significan uno(a) o más.
Tal como se usa en esta invención, el término “agitación” hace referencia a trabajo disipado en un medio de reacción que hace que el fluido fluya y/o se mezcle.
Tal como se usa en esta invención, el término “y/o”, cuando se usa en una lista de dos o más elementos, significa que puede emplearse uno cualquiera de los elementos enumerados en sí mismo, o que puede emplearse cualquier combinación de dos o más de los elementos enumerados. Por ejemplo, si se describe que una composición contiene los componentes A, B y/o C, la composición puede contener solamente A; solamente B; solamente C; A y B en combinación; A y C en combinación; B y C en combinación; o A, B y C en combinación.
Como se usa en esta invención, el término "longitud de cadena promedio" significa el número promedio de unidades repetidas en el polímero. Para un poliéster, la longitud de cadena promedio significa el número de unidades repetidas de ácido y alcohol. La longitud de cadena promedio es sinónimo del número promedio de grado de polimerización (DP). La longitud de cadena promedio se puede determinar por diversos medios conocidos por los expertos en la materia. Por ejemplo, se puede usar una RMN 1 H para determinar directamente la longitud de la cadena en base al análisis del grupo final, y la dispersión de la luz se puede usar para medir el peso molecular promedio en peso con correlaciones usadas para determinar la longitud de la cadena. La longitud de la cadena a menudo se calcula en función de las correlaciones con las mediciones de cromatografía de permeación de gel (GPC) y/o mediciones de viscosidad.
Como se usan en esta invención, los términos "comprendiendo", "comprende" y "comprenden" son términos de transición de extremos abiertos usados para la transición desde un sujeto indicado antes que el término hasta uno o más elementos indicados después del término, donde el elemento o elementos enumerados después del término de transición no son necesariamente los únicos elementos que constituyen el sujeto.
Tal como se usan en esta invención, los términos “que contiene”, “contiene” y “contienen” tienen el mismo significado abierto que “que comprende”, “comprende” y “comprenden”, proporcionado a continuación.
Como se usa en esta invención, el término "conversión" se utiliza para describir una propiedad de la fase líquida de una corriente que ha sido sometida a esterificación, donde la conversión de la corriente esterificada indica el porcentaje de los grupos terminales ácidos originales que han sido convertidos (es decir, esterificados) en grupos éster. La conversión se puede cuantificar como el número de grupos finales convertidos (es decir, grupos finales de alcohol) dividido por el número total de grupos finales (es decir, grupos terminales de alcohol más ácido), expresado como porcentaje.
Como se usa en esta invención, el término "directamente acoplado" hace referencia a una manera de acoplar dos recipientes en comunicación de flujo de fluido entre sí sin el uso de un conector intermedio que tenga un diámetro sustancialmente más estrecho que los dos recipientes. Como se usa en esta invención, el término "esterificación" hace referencia tanto a la esterificación como a las reacciones de intercambio de éster.
Tal como se usan en esta invención, los términos “que tiene”, “tiene” y “tienen” tienen el mismo significado abierto que “que comprende”, “comprende” y “comprenden”, proporcionado anteriormente.
Como se usa en esta invención, el término "alargado horizontalmente" significa que la dimensión horizontal máxima es mayor que la dimensión vertical máxima.
Tal como se usan en esta invención, los términos “que incluye”, “incluye” e “incluyen” tienen el mismo significado que “que comprende”, “comprende” y “comprenden”, proporcionado anteriormente.
Tal como se usa en esta invención, el término “agitación mecánica” hace referencia a agitación de un medio de reacción causada por movimiento físico de un(os) elemento(s) rígido(s) o flexible(s) contra o dentro del medio de reacción.
Como se usa en esta invención, el término "área de flujo abierto" hace referencia al área abierta disponible para el flujo de fluido, donde el área abierta se mide a lo largo de un plano que es perpendicular a la dirección del flujo a través de la abertura.
Como se usa en esta invención, el término "tubo" hace referencia a un miembro tubular alargado sustancialmente recto que tiene una pared lateral generalmente cilíndrica.
Como se usan en esta invención, los términos "tereftalato de polietileno" y "PET" incluyen homopolímeros y copolímeros de PET.
Como se usan en esta invención, los términos "copolímero de tereftalato de polietileno" y "copolímero de PET" significan PET que se ha modificado hasta en un 10 por ciento en moles con uno o más comonómeros añadidos. Por ejemplo, los términos "copolímero de tereftalato de polietileno" y "copolímero de PET" incluyen PET modificado con hasta 10 por ciento en moles de ácido isoftálico sobre una base de 100 por ciento en moles de ácido carboxílico. En otro ejemplo, los términos “copolímero de tereftalato de polietileno” y “copolímero de PET” incluyen PET modificado con hasta el 10 por ciento molar de 1 ,4-ciclohexanodimetanol (CHDM) sobre una base 100 por ciento molar de diol. Tal como se usa en esta invención, el término “poliéster” hace referencia no solo a poliésteres tradicionales, sino que también incluye derivados de poliéster, como, por ejemplo, polieterésteres, amidas de poliéster y amidas de polieteréster. Como se usa en esta invención, "predominantemente líquido" significa más del 50 por ciento en volumen de líquido.
Como se usa en esta invención, el término "medio de reacción" hace referencia a cualquier medio sometido a reacción química.
Tal como se usa en esta invención, el término “residuo” hace referencia a la fracción que es el producto resultante de la especie química en un esquema de reacción particular o la posterior formulación o producto químico, independientemente de si la fracción se obtiene realmente de la especie química.
Como se usa en esta invención, el término "vertical" indica un ángulo dentro de 45 grados de la vertical.
Como se usa en esta invención, el término "subproducto de vapor" incluye el vapor generado por una reacción química deseada (es decir, un coproducto de vapor) y cualquier vapor generado por otras reacciones (es decir, reacciones secundarias) del medio de reacción.
Tal como se usa en esta invención, el término “alargado verticalmente” significa que la dimensión vertical máxima es mayor que la dimensión horizontal máxima.
Reivindicaciones no limitadas a las realizaciones descritas en esta invención
Las realizaciones ejemplares de la invención descritas anteriormente deben usarse solo como ilustración, y no deben usarse en un sentido limitante para interpretar el alcance de la invención reivindicada. Los expertos en la técnica podrían realizar fácilmente varias modificaciones a las realizaciones ejemplares descritas anteriormente sin apartarse del alcance de la invención como se establece en las siguientes reivindicaciones.

Claims (9)

REIVINDICACIONES
1. Un procedimiento de policondensación para producir tereftalato de polietileno que comprende: (a) calentar un medio de reacción inicial que fluye hacia arriba a través de un intercambiador de calor para proporcionar así un medio de reacción calentado; y (b) desacoplar un vapor de dicho medio de reacción calentado en un recipiente de desacoplamiento alargado horizontalmente para proporcionar así un producto predominantemente líquido, donde al menos una porción de dicho vapor es un subproducto de una reacción de policondensación realizada en dicho intercambiador de calor y/o en dicho recipiente de desacoplamiento, donde dicho recipiente de desacoplamiento tiene una relación de longitud a diámetro (L:D) en el intervalo de 1,25:1 a 8:1, donde el medio de reacción inicial es una alimentación de policondensación de tereftalato de polietileno que tiene una viscosidad intrínseca inicial (It.V.) en el intervalo de 0,1 a 0,5 dL/g, el producto predominantemente líquido comprende tereftalato de polietileno formado al menos en parte por la reacción de policondensación, la It.V. del producto de policondensación representa un aumento desde la It.V. inicial a un valor en el intervalo de 0,3 a 1,2 dL/g, y donde dicho recipiente de desacoplamiento está directamente acoplado a dicho intercambiador de calor, donde la distancia entre una salida del intercambiador de calor (32) y una entrada de alimentación del recipiente de desacoplamiento (60) es inferior a 5 D, donde una distancia horizontal entre la entrada de alimentación del recipiente de desacoplamiento (60) y una salida de líquido (62) y una salida de vapor del recipiente de desacoplamiento (64) es de al menos 1,25 D, y donde una distancia vertical entre la entrada de alimentación del recipiente de desacoplamiento (60) y el líquido la salida del recipiente de desacoplamiento (62) está en el intervalo de 0,20 a 1 D, y una distancia vertical entre la salida de líquido del recipiente de desacoplamiento (62) y la salida de vapor del recipiente de desacoplamiento (64) es de al menos 0,50 D.
2. El procedimiento de la reivindicación 1, donde dicho intercambiador de calor comprende una pluralidad de tubos sustancialmente verticales a través de los cuales dicho medio de reacción inicial fluye durante dicho calentamiento.
3. El procedimiento de la reivindicación 1 o la reivindicación 2, donde dicho medio de reacción calentado fluye sustancialmente de manera horizontal en dicho recipiente de desacoplamiento.
4. El procedimiento de cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, donde dicho medio de reacción calentado forma espuma en dicho intercambiador de calor y/o en dicho recipiente de desacoplamiento.
5. El procedimiento de cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4, donde la longitud de cadena promedio de dicho medio de reacción inicial introducido en dicho intercambiador de calor se encuentra en el intervalo de 1 a 20, donde la longitud de cadena promedio de dicho producto predominantemente líquido es de al menos 2 mayor que la longitud de cadena promedio de dicho medio de reacción inicial introducido en dicho intercambiador de calor.
6. El procedimiento de cualquiera de las reivindicaciones 1 a 5, donde la temperatura de dicho medio de reacción calentado introducido en dicho recipiente de desacoplamiento se mantiene en el intervalo de 220 a 350°C, donde la presión espacial del vapor en dicho recipiente de desacoplamiento se mantiene en el intervalo de 0 a 39996 Pa (0 a 300 torr).
7. El procedimiento de cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, donde dicha reacción química comprende la policondensación, donde la longitud de cadena promedio de dicho producto predominantemente líquido es al menos 10 mayor que la longitud de cadena promedio de dicho medio de reacción inicial introducido en dicho intercambiador de calor.
8. El procedimiento de cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, donde la conversión promedio de dicho medio de reacción inicial introducido en dicho intercambiador de calor se encuentra en el intervalo de desde 70 a 95, donde la conversión promedio de dicho producto predominantemente líquido es de al menos 2 puntos de porcentaje más que la conversión de dicho medio de reacción inicial introducido en dicho intercambiador de calor.
9. El procedimiento de cualquiera de las reivindicaciones 1 a 8, donde la longitud de cadena promedio de dicho medio de reacción inicial es de 1 a 20 y la de dicho producto predominantemente líquido se encuentra en el intervalo de 5 a 30 mayor que la longitud de cadena promedio del medio de reacción inicial.
ES08826317T 2007-07-12 2008-07-07 Sistema de reactor con calefacción optimizada y separación de fases Active ES2795354T3 (es)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11/776,603 US7872090B2 (en) 2007-07-12 2007-07-12 Reactor system with optimized heating and phase separation
PCT/US2008/008304 WO2009009014A1 (en) 2007-07-12 2008-07-07 Reactor system with optimized heating and phase separation

Publications (1)

Publication Number Publication Date
ES2795354T3 true ES2795354T3 (es) 2020-11-23

Family

ID=39810269

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
ES08826317T Active ES2795354T3 (es) 2007-07-12 2008-07-07 Sistema de reactor con calefacción optimizada y separación de fases

Country Status (15)

Country Link
US (2) US7872090B2 (es)
EP (1) EP2175977B1 (es)
KR (1) KR101537424B1 (es)
CN (1) CN101687165B (es)
AR (1) AR067468A1 (es)
BR (1) BRPI0814612B1 (es)
CA (1) CA2690720C (es)
ES (1) ES2795354T3 (es)
LT (1) LT2175977T (es)
PL (1) PL2175977T3 (es)
PT (1) PT2175977T (es)
RU (1) RU2478423C2 (es)
TW (1) TWI434731B (es)
UA (1) UA102525C2 (es)
WO (1) WO2009009014A1 (es)

Families Citing this family (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7943094B2 (en) * 2006-12-07 2011-05-17 Grupo Petrotemex, S.A. De C.V. Polyester production system employing horizontally elongated esterification vessel
US7872090B2 (en) * 2007-07-12 2011-01-18 Eastman Chemical Company Reactor system with optimized heating and phase separation
EP2726194A2 (en) * 2011-06-30 2014-05-07 Stamicarbon B.V. acting under the name of MT Innovation Center Reactor system for polyester pre-condensation
WO2019165250A1 (en) * 2018-02-23 2019-08-29 Ascend Performance Materials Operations Llc Process for preparing polymers
CN112316852A (zh) * 2020-11-20 2021-02-05 广东佳纳能源科技有限公司 进料管可调的反应釜

Family Cites Families (278)

* 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
NL198897A (es) 1954-08-16
BE545091A (es) 1955-02-09
US2973341A (en) 1956-01-25 1961-02-28 Glanzstoff Ag Continuous process for production of a polyethylene terephthalate condensate
NL108873C (es) 1957-01-17
US2829153A (en) 1957-03-04 1958-04-01 Du Pont Continuous ester interchange process
NL96710C (es) 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 (es) 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 (es) 1962-05-11
BE634031A (es) 1962-06-23
LU44479A1 (es) 1962-09-24 1963-11-21
GB1013034A (en) 1963-01-29 1965-12-15 Goodyear Tire & Rubber Process for preparing resin
NL130338C (es) 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
LU48718A1 (es) 1964-06-01 1965-12-01
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 (es) 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
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 (es) 1968-04-11 1969-10-14
US3609125A (en) 1968-04-24 1971-09-28 Asahi Chemical Ind Polyesterification process and apparatus
FR1583867A (es) 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
US3651125A (en) 1968-08-12 1972-03-21 Eastman Kodak Co Continuous method for formation of a liquid monomer for a condensation polymer
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
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 (es) 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
US3814836A (en) * 1971-09-20 1974-06-04 Nat Telephone And Supply Co Connector for insulated conductors
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 (es) 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)
DE2719967A1 (de) 1977-05-04 1978-11-09 Bayer Ag Kontinuierliches verfahren zur durchfuehrung von stofftransportbedingten reaktionen
GB1558910A (en) 1977-05-04 1980-01-09 Bayer Ag Continuous process for the production of polybutylene terephthalates
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
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
US4550149A (en) 1982-09-24 1985-10-29 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
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
DE3750561T2 (de) 1986-07-25 1995-03-02 Dainippon Ink & Chemicals Verfahren zur Herstellung von schlagfesten Polystyrenharzen durch kontinuierliche Massepolymerisation.
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
JP2921977B2 (ja) 1989-01-17 1999-07-19 デイヴイ・プロセス・テクノロジー・リミテッド プロセス及び装置
US5162488A (en) 1989-05-22 1992-11-10 Hoechst Celanese Corporation Catalyst system and process for preparing polyethylene terephthalate
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
EP0501543B1 (en) 1991-02-28 1998-05-20 Agfa-Gevaert N.V. Process for the production of polyesters with increased electroconductivity
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
EP0650995B1 (de) 1993-11-02 2000-01-05 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von Asparaginsäure-haltigen Polymeren
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
US5464590A (en) 1994-05-02 1995-11-07 Yount; Thomas L. Reactor trays for a vertical staged polycondensation reactor
US5466419A (en) 1994-05-02 1995-11-14 Yount; Thomas L. Split flow reactor trays for vertical staged polycondensation reactors
DE4419397A1 (de) 1994-06-03 1995-12-14 Zimmer Ag Verfahren zur mehrstufigen Vakuumerzeugung bei der Polyester-Herstellung
US5453471B1 (en) * 1994-08-02 1999-02-09 Carbide Chemicals & Plastics T Gas phase polymerization process
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
DE19524180A1 (de) 1995-07-03 1997-01-09 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polymeren
DE19524181A1 (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
JP3712739B2 (ja) 1995-12-14 2005-11-02 イー・アイ・デュポン・ドウ・ヌムール・アンド・カンパニー ポリエステルプレポリマーの合成方法
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
US5889127A (en) 1997-11-18 1999-03-30 Daicel Chemical Industries, Ltd. Continuous process for the preparation of a polyester-based polymer
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
EP1097177B1 (en) 1998-07-10 2007-11-21 Basf Corporation Continuous bulk polymerization and esterification process and compositions including the polymeric product
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
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
US6111064A (en) 1998-11-04 2000-08-29 The Regents Of The University Of California Pressure polymerization of polyester
US6127493A (en) 1998-11-04 2000-10-03 Arteva North America S.A.R.L. Pressure polymerization of polyester
DE69902137T2 (de) 1998-11-04 2003-01-30 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
DE10080450T1 (de) 1999-02-10 2001-05-17 Toshiba Kawasaki Kk Kohlenmonoxidumwandlungsvorrichtung für eine Brennstoffzelle und Brennstoffzellen-Energiegewinnungssystem
AR025176A1 (es) 1999-06-15 2002-11-13 Dow Global Technologies Inc Proceso y aparato para el monitoreo y control en linea de una planta de procesos
BE1012770A3 (nl) 1999-07-02 2001-03-06 Ineos Nv Werkijze en inrichting voor het industrieel aanmaken van producten door middel van een alkoxylatiereactie.
US6623643B2 (en) 1999-11-19 2003-09-23 Microtek Medical Holdings, Inc. Process for treatment of aqueous environments containing a water soluble polymer
WO2001047801A1 (fr) 1999-12-28 2001-07-05 Daikin Industries, Ltd. Dispositif modificateur
DE10001477B4 (de) * 2000-01-15 2005-04-28 Zimmer Ag Diskontinuierliches Polykondensationsverfahren und Rührscheibenreaktor hierfür
US6359106B1 (en) 2000-03-09 2002-03-19 Hitachi, Ltd. Production process and production apparatus for polybutylene terephthalate
WO2001083582A1 (fr) 2000-04-27 2001-11-08 Teijin Limited Procede de production en continu de polyester
US6576774B2 (en) 2000-07-20 2003-06-10 Shell Oil Company Process for recycling polytrimethylene terephthalate cyclic dimer
KR100818950B1 (ko) 2000-08-11 2008-04-04 가부시끼가이샤 구레하 환상 에스테르의 제조방법 및 정제방법
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
PT1453883E (pt) 2000-12-07 2013-03-04 Grupo Petrotemex Sa De Cv Processo de preparação de poliéster de baixo custo utilizando um reactor tubular
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
WO2003006526A1 (en) 2001-07-10 2003-01-23 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
US20040068070A1 (en) 2002-07-17 2004-04-08 Basf Aktiengesellcschaft Preparation of readily polymerizable compounds
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
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
WO2005057630A2 (en) 2003-08-01 2005-06-23 The Regents Of The University Of California 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
DE10351085A1 (de) * 2003-10-31 2005-06-16 Inventa-Fischer Gmbh & Co. Kg Turmreaktor sowie dessen Verwendung zur kontinuierlichen Herstellung von hochmolekularem Polyester
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
US7504535B2 (en) * 2004-09-02 2009-03-17 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7572936B2 (en) * 2004-09-02 2009-08-11 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7589231B2 (en) * 2004-09-02 2009-09-15 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
PL1829594T3 (pl) 2004-12-15 2012-04-30 Asahi Chemical Ind Przemysłowy aparat wyparny
WO2006083250A1 (en) 2005-02-03 2006-08-10 Stepan Company Continuous segmented plug flow reactor
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
US7435393B2 (en) 2005-05-05 2008-10-14 Eastman Chemical Company Baffle assembly module 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
TW200738330A (en) 2005-12-06 2007-10-16 Acqua Internat Group Inc Modular chemical reactor
US7943094B2 (en) 2006-12-07 2011-05-17 Grupo Petrotemex, S.A. De C.V. Polyester production system employing horizontally elongated esterification vessel
US7892498B2 (en) * 2007-03-08 2011-02-22 Eastman Chemical Company Polyester production system employing an unagitated esterification reactor
US7872089B2 (en) * 2007-07-12 2011-01-18 Eastman Chemical Company Multi-level tubular reactor with internal tray
US7872090B2 (en) * 2007-07-12 2011-01-18 Eastman Chemical Company Reactor system with optimized heating and phase separation

Also Published As

Publication number Publication date
BRPI0814612A2 (pt) 2015-01-27
CA2690720A1 (en) 2009-01-15
CA2690720C (en) 2012-07-03
WO2009009014A1 (en) 2009-01-15
UA102525C2 (ru) 2013-07-25
PL2175977T3 (pl) 2020-09-07
RU2010104851A (ru) 2011-08-20
LT2175977T (lt) 2020-06-25
US7872090B2 (en) 2011-01-18
PT2175977T (pt) 2020-06-16
KR20100038364A (ko) 2010-04-14
BRPI0814612A8 (pt) 2017-02-21
KR101537424B1 (ko) 2015-07-16
AR067468A1 (es) 2009-10-14
TW200909049A (en) 2009-03-01
BRPI0814612B1 (pt) 2022-05-17
RU2478423C2 (ru) 2013-04-10
CN101687165B (zh) 2014-05-14
US20110077353A1 (en) 2011-03-31
US8227554B2 (en) 2012-07-24
TWI434731B (zh) 2014-04-21
EP2175977B1 (en) 2020-03-18
US20090018284A1 (en) 2009-01-15
CN101687165A (zh) 2010-03-31
EP2175977A1 (en) 2010-04-21

Similar Documents

Publication Publication Date Title
ES2795354T3 (es) Sistema de reactor con calefacción optimizada y separación de fases
US7868130B2 (en) Multi-level tubular reactor with vertically spaced segments
CA2690722C (en) Multi-level tubular reactor with internal tray
US7868129B2 (en) Sloped tubular reactor with spaced sequential trays
US7847053B2 (en) Multi-level tubular reactor with oppositely extending segments
US7858730B2 (en) Multi-level tubular reactor with dual headers
US7842777B2 (en) Sloped tubular reactor with divided flow
ES2607895T3 (es) Reactor de bandeja horizontal