MXPA02007740A - Proceso continuo para la produccion de poli(trimetilen tereftalato). - Google Patents

Proceso continuo para la produccion de poli(trimetilen tereftalato).

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Abstract

Se describe un proceso continuo para la produccion poli(trimetilen tereftalato). De conformidad con el proceso, una mezcla de alimentacion liquida comprende bis-3- hidroxipropil tereftalato y/o poliesteres de bajo peso molecular del 1,3-propanodiol y el acido tereftalico, la mezcla de alimentacion liquida, que tiene una relacion molar de grupos propileno a grupos tereftalato de 1.1 a 2.2, se alimenta a un vaporizador instantaneo. La primera corriente de subproductos gaseosos se vaporiza continuamente y se remueve del vaporizador instantaneo, y un producto de reaccion, liquido del vaporizador instantaneo que tiene una relacion molar de grupos propileno a grupos tereftalato de menos de alrededor de 1.5 se retira continuamente del vaporizador instantaneo. El producto de reaccion liquido del vaporizador instantaneo se alimenta continuamente al prepolimerizador donde se polimeriza continuamente para formar un prepolimero de poli(trimetilen tereftalato) y una segunda corriente de subproductos gaseosos. El prepolimero de poli(trimetilen tereftalato) que 'tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de S, se extrae continuamente del prepolimerizador y se alimenta continuamente a un polimerizador final, en donde se polimeriza continuamente para formar un poli(trimetilen tereftalato) de peso molecular superior y una tercera corriente de subproductos gaseosos. El poli(trimetilen tereftalato) de peso molecular superior, que tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 17, se extrae continuamente del polimerizador final.

Description

PROCESO CONTINUO PARA LA PRODUCCIÓN DE POLI (TRIMETILEN TEREFTALATO) . CAMPO DE LA INVENCIÓN La presente invención se refiere a un proceso continuo para la producción de poli (trimetilen tereftalato) , que se refiere también comúnmente como poli (1, 3 -propilen tereftalato). El proceso de la invención se puede usar como parte de un proceso de cuatro recipientes, el primer recipiente es un intercambiador de esteres para la producción de una mezcla de bis-3-hidroxipropil tereftalato y polímeros de bajo peso molecular de 1, 3 -propanodiol y ácido tereftálico, que tienen un grado promedio de polimerización de 15 o menos del dimetiltereftalato y 1, 3 -propanodiol , o un reactor para producir el material de partida del ácido tereftálico y 1 , 3 -propanodiol . El segundo recipiente es un vaporizador instantáneo, el tercer recipiente es un prepolimerizador, y el cuarto recipiente es un polimerizador o recipiente de acabado final . ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Los procesos continuos de cuatro recipientes se conocen para la producción de poli (etilen tereftalato) . Por ejemplo, Sheller, patente U.S. No. 3,438,942 describe un proceso para la producción continua de poli (etilen Ref: 140389 tereftalato) que comprende el intercambio de esteres seguido por tres etapas de policondensación. También se conocen los procesos intermitentes para la producción de poli (trimetilen tereftalato) . Por ejemplo, Doerr y colaboradores, patente U.S. No. 5,340,909 describe la producción de poli (trimetilen tereftalato) usando una reacción de intercambio de éster que comienza con un éster inferior de dialquil tereftalato o la esterificación directa de ácido tereftálico, seguida por una reacción de policondensación, ambas de las cuales se llevan a cabo en lotes usando una autoclave. Seria altamente deseable proporcionar un proceso continuo de cuatro recipientes para la producción de poli (trimetilen tereftalato) . También sería deseable proporcionar un proceso continuo para la producción de poli (trimetilen tereftalato) en el cual la producción de subproductos, tal como acroleína y alcohol alílico, se minimiza, y en el cual el peso molecular del polímero final de poli (trimetilen tereftalato) se maximiza. BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN 1. Un proceso continuo para la producción de poli (trimetilen tereftalato) comprende las etapas de: (a) alimentar continuamente una mezcla de alimentación líquida a un vaporizador instantáneo, la mezcla de alimentación líquida comprende un catalizador y al menos uno del bis-3 -hidroxipropil tereftalato y poliésteres de bajo peso molecular del 1, 3 -propanodiol y el ácido tereftálico, y la mezcla de alimentación líquida tiene una relación mol de grupos propileno a grupos tereftalato de 1.1 a 2.2; (b) vaporizar continuamente y remover una primera corriente de subproductos gaseosos del vaporizador instantáneo, y retirar continuamente un producto líquido de reacción del vaporizador instantáneo que tiene una relación mol de grupos propileno a grupos tereftalato de menos de alrededor de 1.5 del vaporizador instantáneo; (c) alimentar continuamente el producto líquido de reacción del vaporizador instantáneo a un prepolimerizador, y polimerizar continuamente el producto de reacción del vaporizador instantáneo en el prepolimerizador para formar un prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) y una segunda corriente de subproductos gaseosos; (d) retirar continuamente el prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) del prepolimerizador, el prepolímero tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 5; (e) alimentar continuamente el prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) a un polimerizador final, y polimerizar continuamente el prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) para formar un poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior, y una tercera corriente de subproductos gaseosos; y (f) retirar continuamente el poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior del polimerizador final, el poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 17. DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS La Figura 1 es una representación esquemática de un aparato útil para llevar a cabo el proceso de la invención. DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN El proceso de la invención es parte de un proceso continuo de cuatro recipientes, y cuatro etapas, para la producción de poli (trimetilen tereftalato) . La primera etapa en el proceso es un intercambio de esteres o una reacción directa de esterificación, dependiendo de si el material de partida para el proceso es dimetiltereftalato o ácido tereftálico. La segunda etapa es una remoción rápida del 1, 3 -propanodiol en el vaporizador instantáneo, la tercera etapa es una prepolimerización, y la cuarta etapa es una polimerización final. 1. Producción de los Materiales de Alimentación. El material de alimentación paral vaporizador instantáneo, se puede producir por un intercambio de esteres del dimetiltereftalato y el 1, 3-propanediol, o por la esterificación directa del ácido tereftálico y el 1,3-propanodiol . Ambos procesos resultan en bis-3-hidroxipropil tereftalato (referido como el "monómero") y poliésteres de bajo peso molecular del 1, 3 -propanodiol y ácido tereftálico, que tienen un grado promedio de polimerización de 15 o menos (referido como "oligómeros").
Como se muestra en la Figura 1, el recipiente de reacción 10 es una fuente de monómero y/u oligómero, que se alimentan al prepolimerizador 12. El recipiente de reacción 10 puede ser un reactor de intercambio de esteres o un reactor de esterificación directa. Ya sea que se produzca la mezcla de alimentación monómero/oligómero por esterificación directa del ácido tereftálico o por intercambio de esteres del dimetilterftalato, se agrega un catalizador antes de la reacción de esterificación o transesterificación. Los catalizadores útiles en el proceso de intercambio de esteres incluyen compuestos orgánicos e inorgánicos de titanio, lantano y zinc. Los catalizadores de titanio, tal como el títanato de tetraisopropilo y el titanato de tetraisobutilo, se prefieren, y se agregan al 1,3-propanodiol en una cantidad suficiente para producir de 20 a 90 ppm de titanio en peso, con base en el polímero acabado. Estos niveles producen un dimetiltereftalato relativamente bajo sin reaccionar en la reacción de intercambio de esteres (menos del 5% en peso con base en el peso total de la corriente de salida del intercambiador de esteres) , dando tasas de reacción razonables en la prepolimerización y en las etapas de polimerización final, y producir polímero con un color CIELAB b* de menos de 8. Otro catalizador útil para el intercambio de esteres es el acetato de lantano, que se puede agregar en una cantidad suficiente para producir de 125 a 250 ppm de lantano en peso con base en el polímero acabado. Después de la reacción de intercambio de esteres, se desactiva el lantano por la adición del ácido fosfórico en una cantidad suficiente para producir de 10 a 50 ppm de fósforo en peso, con base en el polímero acabado. Se agrega después el titanato de tetraisopropilo o titanato de tetraisobutilo como un catalizador de policondensación en una cantidad suficiente para producir de 10 a 50 ppm de titanio en peso, con base en el polímero acabado. Se ajustan las cantidades de otros catalizadores para intercambio de esteres para dar el mismo efecto como los 20 a 90 ppm de titanio.
Los catalizadores útiles en el proceso de esterificación directa incluyen compuestos de órgano-titanio y órgano-estaño, que se agregan al 1, 3 -propanodiol en una cantidad suficiente para producir al menos 20 ppm de titanio, o al menos 50 ppm de estaño, respectivamente, en peso con base en el polímero acabado. Se puede agregar un catalizador adicional a la mezcla de monómero/oligómero después del intercambio de esteres o la reacción de esterificación directa y previo a la prepolimerización. Ya sea que se produzca una mezcla de alimentación monómero/oligómero por esterificación directa del ácido tereftálico o intercambio de esteres del dimetilterftalato, se mantiene la relación mol de los grupos propileno a grupos tereftalato alrededor de 1.1 a 2.2, preferiblemente alrededor de 1.4 a 1.8, y más preferiblemente alrededor de 1.5 entrando el vaporizador instantáneo. 2. Vaporizador instantáneo. Como se muestra en la Figura 1, se bombea la mezcla de monómero/oligómero desde el intercambiador de esteres o el reactor de esterificación directa al vaporizador instantáneo 12 por medio de una línea de alimentación con temperatura controlada 11 equipada con_ bombas y filtros. En las líneas de alimentación, se mantiene la mezcla oligómero/monómero a una temperatura de alrededor de 215° a 250°C. El vaporizador instantáneo es un recipiente enchaquetado y calentado con un calentador interno. El calentador interno calienta y vaporiza el exceso de 1,3-propanodiol en el material de alimentación. El burbujeo del vapor de 1, 3 -propanodiol proporciona la agitación necesaria. El exceso de 1, 3 -propanodiol se remueve a través de la línea de vapor 13 conectada a una fuente de vacío y después se condensa. En el vaporizador instantáneo, se mantiene la mezcla monómero/oligómero a una temperatura de alrededor de 235° hasta 250°C, preferiblemente alrededor de 240° hasta 245 °C, y más preferiblemente alrededor de 245°C. La presión en el vaporizador instantáneo se mantiene a alrededor de 40 hasta 80 mm de Hg, (5,332 a 10,664 Pa) preferiblemente alrededor de 45 hasta 75 mm Hg, (5,999 a 9,998 Pa) y más preferiblemente alrededor de 50 hasta 70 mm Hg (6,665 a 9,331 Pa) . En el vaporizador instantáneo, la mezcla monómero/oligómero reacciona para formar un producto líquido de reacción del vaporizador instantáneo, que comprende un polímero de trimetilen tereftalato de bajo peso molecular, y libera el 1, 3 -propanodiol como un subproducto. El exceso de 1, 3 -propanodiol se vaporiza y remueve continuamente de los reactivos líquidos, reduciendo la relación molar de 1, 3 -propanodiol a dimetiltereftalato hasta menos de alrededor de 1.5, preferiblemente menos de alrededor de 1.3, en el producto líquido de reacción del vaporizador instantáneo. El exceso de 1, 3 -propanodiol que se remueve del vaporizador instantáneo, puede condensarse por medio de un condensador de rocío 14. Los vapores de la línea de vapor 13 pasan dentro de un condensador vertical, donde se rocían con el 1, 3 -propanodiol condensado que se ha enfriado a una temperatura de menos de 60°C, preferiblemente menos de 50°C. Los vapores de 1,3-propanodiol condensados del vaporizador instantáneo 12, junto con el rocío de 1, 3 -propanodiol, fluyen dentro del pozo caliente 15 localizado debajo del condensador 14, donde estos se combinan con 1, 3 -propanodiol adicional. Una porción de la mezcla líquida en el pozo caliente 14 se bombea a través de un enfriador hasta la parte superior del condensador para su uso como un rocío de condensación. Los vapores condensados del vaporizador instantáneo 12 se combinan con los vapores condensados del prepolimerizador 17 en el pozo caliente 15. 3. Prepolimerización. Como se muestra en la Figura 1, el producto de reacción del vaporizador instantáneo se alimenta por medio de una línea de alimentación de temperatura controlada 16 al prepolimerizador 17. El prepolimerizador 17 efectúa la etapa inicial de polimerización, que involucra separar el 1, 3 -propanodiol en exceso e incrementar la viscosidad de producto al construir moléculas de cadena más larga de polímero. El prepolimerizador es un recipiente enchaquetado y calentado con un agitador interno. El agitador proporciona la agitación y crea un área de superficie líquido/vapor para la remoción del 1, 3 -propanodiol . La temperatura de los reactivos líquidos en el prepolimerizador se mantiene a alrededor de 240° hasta 255 °C, preferiblemente alrededor de 245° hasta 250°C, y más preferiblemente alrededor de 250 °C. La presión en el prepolimerizador se mantiene a alrededor de 5 hasta 30 mm de Hg, preferiblemente alrededor de 10 hasta 20 mm de Hg, y más preferiblemente alrededor de 15 mm de Hg. El exceso de 1, 3 -propanodiol se remueve a través de una línea de vapor 18 conectada a una fuente de vacío y después se condensa. Un método para condensar los vapores de 1, 3 -propanodiol del prepolimerizador, es por medio de un condensador de rocío 19 similar al que se describe arriba para condensar los vapores de 1, 3 -propanodiol del vaporizador instantáneo. Los vapores condensados del prepolimerizador 17 se combinan - con los vapores condensados del vaporizador instantáneo 12 en el pozo caliente 15. Los vapores de 1, 3 -propanodiol condensados que salen del vaporizador instantáneo y del prepolimerizador, contienen típicamente otros subproductos de reacción, tal como la acroleína y el alcohol alílico. Es deseable que se minimice la producción de subproductos tales como la acroleína y el alcohol alílico, debido a que ambos compuestos son altamente tóxicos y provocan irritación a los ojos y las membranas mucosas. De conformidad con el proceso de la invención, la cantidad de acroleína contenida en las corrientes condensadas combinadas de 1,3-propanodiol que salen del vaporizador instantáneo y del prepolimerizador, no es mayor a 100 ppm en peso de condensado, preferiblemente no mayor a 60 ppm y más preferiblemente no mayor a 40 ppm. La cantidad de alcohol alílico contenido en las corrientes condensadas combinadas de 1, 3 -propanodiol que salen del vaporizador instantáneo y del prepolimerizador, no es superior a 600 ppm en peso de condensado, preferiblemente no mayor a 400 ppm y más preferiblemente no mayor a 250 ppm. La viscosidad relativa es un indicador del peso molecular. La viscosidad relativa, referida a menudo como "LRV" , es la relación de viscosidad de una solución de 4.75 gramos de poli (trimetilen tereftalato) en 100 gramos de solución a la viscosidad del solvente mismo. El solvente usado en la presente para medir la viscosidad relativa es hexafluoroisopropanol, que contiene 100 ppm de ácido sulfúrico, y las mediciones se hacen a 25°C. El prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) que sale del prepolimerizador, tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 5, preferiblemente alrededor de 5.5 a 7. El tiempo de residencia o de retención en el prepolimerizador, típicamente está en el rango desde alrededor de 30 a 90 minutos. 4. Polimerización Final Como se muestra en la Figura 1, el producto de reacción líquido del prepolimerizador 17, se alimenta al polimerizador final o tanque de acabado 21 por medio de una línea de alimentación controlada por temperatura 20. El propósito principal del tanque de acabado 21, es incrementar la longitud de la cadena molecular o la viscosidad del polímero. Esto se lleva a cabo al usar calor, agitación, vacío y catalizador. Es deseable que el peso molecular del polímero acabado se maximice, de manera que se pueda evitar un procesamiento adicional, por ejemplo, polimerización en estado sólido previo a la hilatura de la fibra u otra operación de formado.
El tanque de acabado es normalmente un recipiente cilindrico horizontal rodeado por una chaqueta que tiene un medio de calentamiento tal como vapor Dowtherm. El prepolímero del prepolimerizador 17 fluye a través de una entrada dentro del tanque de acabado. Un agitador genera grandes áreas superficiales de películas delgadas de polímero para incrementar la transferencia de masa del 1, 3-propanodiol desde el polímero. La temperatura de los reactivos líquidos en el tanque de acabado se mantiene alrededor de 245° a 265°C, preferiblemente alrededor de 250° a 260 °C, y más preferiblemente alrededor de 255 °C. La presión en el tanque de acabado se mantiene alrededor de 0.5 a 3.0 mm Hg (66.7 a 400 Pa) . El polímero de acabado se separa del tanque de acabado a través de una salida por medio de una bomba. La viscosidad relativa del poli (trimetilen tereftalato) que sale del tanque de acabado es de al menos alrededor de 17, preferiblemente al menos alrededor de 35, más preferiblemente al menos alrededor de 40, más preferiblemente al menos alrededor de 45, y aún más preferiblemente al menos alrededor de 50. Cuando se correlaciona con las mediciones de viscosidad intrínseca en una mezcla de fenol/1, 1, 2 , 2 -tetracloroetano 60/40 por ciento en peso, siguiendo la ASTM D 4603-96, estas viscosidades relativas corresponden a las viscosidades intrínsecas de alrededor de 0.55 dl/g, 0.85 dl/g, 0.91 dl/g, 0.96 dl/g y 1.0 dl/g, respectivamente. La viscosidad del polímero acabado se puede controlar por el ajuste de la presión del tanque de acabado o de otras variables. El tiempo de residencia o de retención en el tanque de acabado es típicamente alrededor de 1 a 2 horas. El 1, 3 -propanodiol y otros subproductos gaseosos se separan del tanque de acabado a través de una línea de vapor 22 conectada a una fuente de vacío, y después se condensan. Un método para condensar los vapores de 1,3-propanodiol del tanque de acabado es por medio de un condensador de rocío 23, similar a aquel descrito arriba para condensar los vapores de 1, 3 -propanodiol del vaporizador instantáneo y del prepolimerizador. Los vapores condensados del tanque de acabado 21 se colectan en un pozo caliente 24. De conformidad con la presente invención, la cantidad de acroleína contenida en la corriente condensada de 1,3-propanodiol que sale del tanque de acabado, no es mayor a 200 ppm en peso de condensado, preferiblemente no mayor a 100 ppm, y más preferiblemente no mayor a 70 ppm. La cantidad de alcohol alílico contenido en la corriente condensada de 1, 3 -propanodiol que sale del tanque de acabado, no es mayor a 3000 ppm, preferiblemente no mayor a 2500 ppm y más preferiblemente no mayor a 1000 ppm. El polímero acabado se puede peletizar o alimentar directamente a una operación de formado, tal como la hilatura de fibra, formación de película u operación de moldeo. Las fibras hechas del poli (trimetilen tereftalato) producidas por el proceso de la invención, tienen propiedades que las hacen útiles en diversas aplicaciones textiles, incluyendo la fabricación de alfombras o prendas de vestir. 4. Aditivos Se pueden usar diversos aditivos en el proceso de la invención. Estos incluyen inhibidores de color, tal como el ácido fosfórico, deslustrantes tal como el dióxido de titanio, modificadores de la capacidad de teñido, pigmentos y blanqueadores. Si se usan catalizadores de polimerización y de intercambio de esteres separados, se puede agregar ácido fosfórico (H3P04) u otros inhibidores del color, para minimizar o prevenir la propiedad de formación de color del catalizador de intercambio de esteres . EJEMPLOS Se preparó poli (trimetilen tereftalato) con el uso de un aparato del tipo indicado en el dibujo, junto con un intercambiador de esteres, un vaporizador instantáneo, un prepolimerizador y un tanque de acabado. En los Ejemplo 1-8, una corriente de 94.1 lb./hr (42.7 kg/hr) de dimetiltereftalato se precalentó a una temperatura de 185 °C y se mezcló continuamente con una corriente de 55.3 lb./hr (25.1 kg/hr) de 1, 3 -propanodiol catalizado que también se precalentó a una temperatura de 185 °C, para formar una mezcla que tiene una relación mol de 1.5 moles de 1, 3 -propanodiol por mol de dimetilterftalato. En el Ejemplo 9, el rendimiento fue reducido hasta 51.4 lb/h (23.3 kg/hr) de dimetilteref alato y 40.3 lb/hr (18.3 kg/hr) de 1, 3 -propanodiol catalizado, que se combinaron para formar una mezcla que tiene una relación molar de 2.0 moles de 1, 3 -propanodiol por mol de dimetiltereftalato. En el Ejemplo 10, el rendimiento se redujo todavía además hasta 38.2 lb/hr (17.3 kg/hr) de dimetiltereftalato y 30.0 Ib/hr (13.6 kg/hr) de 1, 3 -propanodiol catalizado que se combinaron para formar una mezcla que tiene una relación molar de 2.0 moles de 1, 3 -propanodiol por mol de dimeitltereftalato. El catalizador fue titanato de tetraisopropilo (Tyzor® TPT, DuPont Performance Chemicals) . En los Ejemplos 1-8, el titanato de tetraisopropilo se agregó al 1, 3 -propanodiol en una cantidad suficiente para resultar en 30-60 ppm en peso de titanio con base en el peso del poli (trimetilen tereftalato) formado en el proceso. En los Ejemplos 9 y 10, el nivel de catalizador se elevó hasta 70 ppm de titanio. La mezcla de 1, 3-propanodiol catalizada con dimetiltereftalato, se alimentó a la base de un intercambiador de éster, en donde la presión en la base del intercambiador de esteres se mantuvo de 825 a 900 mm Hg (109,972 a 119,970 Pa) . En los Ejemplos 1-8, la temperatura de los reactivos líquidos en el intercambiador de éster se mantuvo a 230°C, y en los Ejemplos 9 y 10, la temperatura de los reactivos líquidos en el intercambiador de éster se mantuvo a 237 °C y 239°C, respectivamente. La presión en la parte superior de la columna de intercambio de éster fue atmosférica. En el intercambiador de esteres, el 1, 3-propanodiol reaccionó con el dimetiltereftalato para formar el monómero de bis-3-hidroxipropil tereftalato y los oligómeros de bajo peso molecular de 1, 3-propanodiol y ácido tereftálico, liberando vapor de metanol, que se removió continuamente desde la parte superior del intercambiador de éster. La mezcla de monómero/oligómero se removió continuamente desde la base del intercambiador de esteres y se alimentó a la base de un prepolimerizador. En el vaporizador instantáneo, los monómeros y oligómeros reaccionaron para formar un polímero de trimetilen tereftalato, liberando vapor de 1,3 propanodiol. El vapor de 1,3 propanodiol y otros subproductos gaseosos se separaron del domo del vaporizador instantáneo y se condensaron. El polímero de trimetilen tereftalato de bajo peso molecular, se retiró continuamente del vaporizador instantáneo y se alimentó al extremo de entrada de un prepolimerizador. En el prepolimerizador, los monómeros y oligómeros reaccionaron además para formar un prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) de alto peso molecular, liberando vapor de 1,3 propanodiol. El vapor de 1,3 propanodiol y otros subproductos gaseosos se removieron del domo del prepolimerizador, se condensaron y se combinaron con los condensados del vaporizador instantáneo. El prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) se retiraron continuamente del prepolimerizador y se alimentaron al extremo de entrada de un recipiente de acabado. La temperatura de los reactivos líquidos en el tanque de acabado se mantuvo a 255° hasta 260°C. En el tanque de acabado, el prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) reaccionó para formar un polímero de peso molecular superior, liberando un vapor adicional de 1, 3 -propanodiol . El vapor de 1, 3 -propanodiol y otros subproductos gaseosos se retiraron continuamente del tanque de acabado. El poli (trimetilen tereftalato) se removió continuamente desde el tanque de acabado y se peletizó. Las condiciones y resultados para la polimerización continua se establecen en las Tablas I, II y III. En los Ejemplos 9 y 10, los niveles de polímero y tiempos de residencia en el tanque de acabado, se redujeron, resultando en la formación reducida de subproducto y viscosidad relativa más alta (LRV) . En las Tablas los niveles de acroleína y de alcohol alílico se dan en partes por millón (ppm) en peso con base en el condensado combinado que se remueve del vaporizador instantáneo y del prepolimerizador, y los condensados que se remueven del tanque de acabado, respectivamente. Los niveles de dipropilen glicol (DPG) se dan como un porcentaje en peso basado en el prepolímero total o el polímero de acabado que se remueve del vaporizador instantáneo, prepolimerizador y del tanque de acabado, respectivamente. La velocidad del agitador en el tanque de acabado se da en revoluciones por minuto (RPM) . La cantidad de los grupos terminales carboxilo (COOH) en el polímero terminado, se dan en microequivalentes por gramo con base en el peso total del polímero acabado. El nivel de catalizador se da como partes por millón (ppm) en peso de titanio en el polímero acabado.
TABLA I TABLA II TABLA III Se hace constar que con relación a esta fecha, el mejor método conocido por la solicitante para llevar a la práctica la citada invención, es el que resulta claro de la presente descripción de la invención.

Claims (15)

  1. REIVINDICACIONES : Habiéndose descrito la invención como antecede se reclama como propiedad lo contenido en las siguientes reivindicaciones . 1. Un proceso continuo para la producción de poli (trimetilen tereftalato), caracterizado porque comprende las etapas de: (a) alimentar continuamente una mezcla de alimentación líquida a un vaporizador instantáneo, la mezcla de alimentación líquida comprende un catalizador y al menos uno del bis-3-hidroxipropil tereftalato y poliésteres de bajo peso molecular del que contienen grupos propileno y tereftalato, y la mezcla de alimentación líquida tiene una relación mol de grupos propileno a grupos tereftalato de 1.1 a 2.2; (b) vaporizar continuamente y remover una primera corriente de subproductos gaseosos del vaporizador instantáneo, y retirar continuamente un producto líquido de reacción del vaporizador instantáneo que tiene una relación mol de grupos propileno a grupos tereftalato de menos de alrededor de 1.5 del vaporizador instantáneo; (c) alimentar continuamente el producto líquido de reacción del vaporizador instantáneo a un prepolimerizador, y polimerizar continuamente el producto de reacción del vaporizador instantáneo en el prepolimerizador para formar un prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) y una segunda corriente de subproductos gaseosos; (d) retirar continuamente el prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) del prepolimerizador, el prepolímero tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 5; (e) alimentar continuamente el prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) a un polimerizador final, y polimerizar continuamente el prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) para formar un poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior, y una tercera corriente de subproductos gaseosos; y (f) retirar continuamente el poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior del polimerizador final, el poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 17.
  2. 2. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la temperatura de los reactivos líquidos que comprenden al menos uno de bis-3-hidroxipropil tereftalato y poliésteres de bajo peso molecular en el vaporizador instantáneo, se mantiene a alrededor de 235° hasta alrededor de 250 °C, y la presión en el vaporizador instantáneo se mantiene a alrededor de 40 hasta alrededor de 80 mm de Hg .
  3. 3. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la temperatura de los reactivos líquidos que comprenden al producto de reacción líquido del vaporizador instantáneo en el prepolimerizador, se mantiene a alrededor de 240° hasta alrededor de 255°C, y la presión en el prepolimerizador se mantiene a alrededor de 5 hasta alrededor de 30 mm de Hg (667 Pa hasta 3,999 Pa) .
  4. 4. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la temperatura de los reactivos líquidos que comprende el prepolímero de poli (trimetilen teref alato) en el polimerizador final, se mantiene a alrededor de 245° hasta alrededor de 265°C, y la presión en el polimerizador final se mantiene a alrededor de 0.8 hasta alrededor de 2.5 mm de Hg.
  5. 5. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque el poli (trimetilen tereftalato) que se extrae del polimerizador final tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 35.
  6. 6. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque el poli (trimetilen tereftalato) que se extrae del polimerizador final tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 40.
  7. 7. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque el poli (trimetilen tereftalato) que se extrae del polimerizador final tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 50.
  8. 8. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la primera corriente de subproductos gaseosos se remueve continuamente del vaporizador instantáneo y se condensa, la segunda corriente de subproductos gaseosos se remueve continuamente del prepolimerizador y se condensa, y la primera y segunda corrientes combinadas de subproductos condensados contiene no más de 100 ppm de acroleína y no más de 600 ppm de alcohol alílico.
  9. 9. El proceso de conformidad con la reivindicación 8, caracterizado porque la primera y segunda corrientes combinadas de subproductos condensados contiene no más de 40 ppm de acroleína y no más de 250 ppm de alcohol alílico.
  10. 10. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la tercera corriente de subproductos gaseosos se remueve continuamente del polimerizador final y se condensa, y la tercera corriente de subproductos condensados contiene no más de 200 ppm en peso de acroleína y no más de 3000 ppm de alcohol alílico.
  11. 11. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la tercera corriente de subproductos gaseosos se remueve continuamente del polimerizador final y se condensa, y la tercera corriente de subproductos condensados contiene no más de 70 ppm de acroleina y no más de 1000 ppm de alcohol alílico.
  12. 12. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la mezcla de alimentación líquida se prepara por la esterificación directa de ácido tereftálico y 1,3-propanodiol con el uso de un catalizador de titanio.
  13. 13. El proceso de conformidad con la reivindicación 12, caracterizado porque el catalizador es titanato de tetraisopropilo en una cantidad suficiente para producir de 20 hasta 90 ppm de titanio en peso, con base en el poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior.
  14. 14. El proceso de conformidad con la reivindicación 12, caracterizado porque la mezcla de alimentación líquida se prepara por el intercambio de éster de dimetiltereftalato y 1, 3 -propanodiol .
  15. 15. El proceso de conformidad con cualesquiera de las reivindicaciones anteriores, caracterizado porque comprende además (a) peletizar opcionalmente el poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior y (b) formar el poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior en fibras, película o producto moldeado, en donde la polimerización en estado sólido no se lleva a cabo previo a la formación. RESUMEN DE LA INVENCIÓN Se describe un proceso continuo para la producción poli (trimetilen tereftalato) . De conformidad con el proceso, una mezcla de alimentación líquida comprende bis-3 -hidroxipropil tereftalato y/o poliésteres de bajo peso molecular del 1, 3 -propanodiol y el ácido tereftálico, la mezcla de alimentación líquida, que tiene una relación molar de grupos propileno a grupos tereftalato de 1.1 a 2.2, se alimenta a un vaporizador instantáneo. La primera corriente de subproductos gaseosos se vaporiza continuamente y se remueve del vaporizador instantáneo, y un producto de reacción líquido del vaporizador instantáneo que tiene una relación molar de grupos propileno a grupos tereftalato de menos de alrededor de 1.5 se retira continuamente del vaporizador instantáneo. El producto de reacción líquido_ del vaporizador instantáneo se alimenta continuamente al prepolimerizador donde se polimeriza continuamente para formar un prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) y una segunda corriente de subproductos gaseosos. El prepolímero de poli (trimetilen tereftalato) que tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 5, se extrae continuamente del prepolimerizador y se alimenta continuamente a un polimerizador final, en donde se polimeriza continuamente para formar un poli'(trimetilen OT. / ?-'rH tereftalato) de peso molecular superior y una tercera corriente de subproductos gaseosos. El poli (trimetilen tereftalato) de peso molecular superior, que tiene una viscosidad relativa de al menos alrededor de 17, se extrae continuamente del polimerizador final. oz /?? o
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