MÉTODO PARA PRODUCCIÓN CONTINUA DE POLIESTERES DE PESO MOLECULAR ALTO Y DISPOSITIVO PARA IMPLEMENTACION DEL MÉTODO
DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN La invención se refiere a un método para producir poliésteres de peso molecular alto, tales como por ejemplo tereftalato de polietileno (PET) , tereftalato de polibutileno (PBT) , tereftalato de polinaftaleno (PEN) , tereftalato de trimetileno (PTT) y/o poliésteres de otros ácidos dicarboxílicos y dioles, que incluyen copolímeros de los mismos. La invención del mismo modo, se refiere a un dispositivo para implementación de este método. Este se refiere a un reactor de torre de una sola etapa, con el cual un método, que comprende solamente dos reactores, se hace disponible para el proceso total. Los métodos para la producción continua de poliésteres son conocidos del estado de la técnica, en el cual, se usan sistemas reactores de etapas múltiples, los cuales comprenden tres a cinco recipientes de reacción diferentes, los cuales son conectados entre sí. En el caso de estos métodos, la formación de poliéster es implementada en una pluralidad de etapas de reacción, las cuales son generalmente configuradas como recipientes agitados, en los cuales, las etapas proceden espacialmente de manera separada entre sí: esterificación, transesterificación,
REF . : 155790 precondensación, policondensación y poliesterificación . Las condiciones de reacción para la esterificación son por lo tanto, a temperaturas entre 200 y 280°C y presiones entre 0 y 4 bar, en tanto las condiciones para la transesterificación son normalmente a presiones atmosféricas y a temperaturas entre 150 y 240°C, dependiendo de las substancias iniciales, especialmente de los dioles. Son deseables temperaturas bajas y bajas presiones para los métodos, para evitar las reacciones secundarias mdeseadas . Un método para producción continua de tereftalato de polibutileno de peso molecular alto, se conoce por lo tanto, del documento DE 35 44 551 Al, en el cual, el método es implementado a presión atmosférica. Es importante con todos los métodos conocidos del estado de la técnica, cubrir completamente las siguientes condiciones: I) Control de proceso adecuado y configuración de los dispositivos para evitar reacciones secundarias mdeseadas . II) Tan rápido como sea posible, remoción de subproductos, tales como por ejemplo, agua, metanol, THF y acetaldehído, como un resultado del cual el equilibrio de la reacción se mueve a la derecha y la reacción principal procede consecuentemente con prioridad. III) Tratamiento económico, es decir, tiempo de permanencia corto con una temperatura de reacción mínima.
IV) Reducción de presión óptimamente coordinada y/o incremento de terrperatura respectivamente, para lograr el progreso más grande posible de la estenficación/transesterificación y también de la policondensación/poliesterificación. V) Formación de superficie alta para mejoramiento de los eméticos de la reacción. Estos objetos pueden ser completamente cubiertos, solamente de manera no satisfactoria, por medio de una pluralidad de recipientes agitados consecutivamente conectados, los cuales son usados normalmente de conformidad con el estado de la técnica para estos procesos. Consecuentemente, por ejemplo, la calidad del producto o la cantidad de subproductos mdeseados y también el rendimiento, pueden ser afectados negativamente, como un resultado de lo cual, además de las desventajas adicionales, tales como consumo de energía, requerimientos de mantenimiento y costos de investigación, la eficiencia económica de estos métodos es mayormente perjudicada. Partiendo de estas desventajas del estado de la técnica, fue el objeto de la presente invención, proporcionar un método para producir poliésteres de peso molecular alto, usando un reactor integrado único, el cual cumple completamente los requerimientos (I) a (V) . Este objeto se logra por el método genérico con los factores caracterizantes de la reivindicación 1, y también por el dispositivo genérico con los factores caracterizantes de la reivindicación 18. Las reivindicaciones dependientes adicionales revelan desarrollos ventajosos. De conformidad de la invención, se proporciona un método para producción continua de poliéster de peso molecular alto, basado en la esterificación de ácidos dicarboxílieos y/o transesterificación de ésteres de ácido dicarboxílico con dioles, en la presencia de catalizadores con formación simultánea de un prepolímero y policondensación del mismo en poliésteres de peso molecular alto. Las siguientes etapas con ello, caracterizan el curso del método: al) Se produce una pasta y/o suspensión de los ácidos dicarboxílieos y del diol, se mantiene una relación molar del diol a ácido carboxílico de 0.8 a 1.8. Al mismo tiempo, la temperatura se mantiene entre 20 y 90 °C y la presión entre 0.1 y 1 bar. a2) Al ernativamente a al) , un éster de ácido dicarboxílico puede ser fusionado y mezclado con el diol, en una relación molar de diol a éster de ácido dicarboxílico de 1.2 a 1.8 a temperatura ambiente de 145 a 165°C. b) Los productos de al) y/o a2 ) , son suministrados continuamente a un reactor de torre. En el reactor de torre, la esterificación o respectivamente transesterificación, se efectúan entonces continuamente, simultáneamente y sin interrupción hasta la precondensación, se mantienen las siguientes condiciones de reacción: bl) Los productos de al) y/o a2) son sometidos a un tratamiento de temperatura a 170 a 270° C y presiones de 0.3 a 3 bar sin agitación mecánica. Al mismo tiempo, se suministra una cantidad parcial del catalizador y/o catalizadores, en tanto los vapores de la reacción se remueven m situ a partir de la mezcla de reacción. b2) El producto obtenido de bl) es transferido continuamente a un tubo alargado y la presión se mantiene con ello, entre 1 y 10 bar, la temperatura entre 200 y 280°C. En esta etapa de reacción, al mismo tiempo, se proporcionan 0.03 a 0.3 mol de diol . b3) El producto de b2 ) se transfiere continuamente en una tercera zona, se mantiene una presión reducida de 0.1 a 2 bar y una temperatura entre 230 y 280 °C. Se suministran en esta tercera etapa, 0.02 a 0.2 mol de diol y una cantidad parcial del catalizador y/o catalizadores. b4) El producto de b3) es sometido a reacción adicional, la presión se mantiene entre 0.1 y 0.1 bar y la temperatura entre 240 a 280 °C. b5) El agua del producto de reacción de la esterificación o respectivamente, metanol de la transesterificación, los subproductos y también exceso de diol de las etapas de reacción bl) y b3) a b5) , son removidos y el diol es suministrado nuevamente a las etapas de procesos individuales después de la remoción de ebullidores a baja temperatura . el) El prepolímero obtenido de b4) es además, procesado en un aparato de policondensación normal a temperaturas entre 240 y 290 °C y a presiones entre 0.002 a 0.03 bar continuamente para obtener un polímero. C2) Alternativamente a el), es también posible solidificar el prepolímero obtenido, a procesarlo en pelotillas y a someterlo a policondensación subsecuente en fase sólida a temperaturas entre 160 y 230°C bajo gas inerte. El nuevo método permite la secuencia paralela, no interrumpida de transesterificación/esterificación y precondensación de ácidos dicarboxílicos y ésteres de los mismos, con dioles en un reactor de torre única. Como un resultado, la integración mecánica y tecnológica del proceso de una pluralidad de etapas de proceso, se hace posible por primera vez para la síntesis de poliéster. Preferiblemente, los subproductos gaseosos producidos en la etapa 1) y el exceso de diol, son separados por medio de una hidrociclona en "estado nascendi", a partir de la masa de reacción Además, un gas inerte y/o un gas de proceso, pueden ser dirigidos a través de la base para asistir esta separación. Existe una mayor significancia en la rápida separación de los gases de reacción de baja ebullición con respecto a minimizar la formación de subproductos por auto catálisis y acida. El contenido de subproductos en el material de reacción se determina en base de las presiones parciales de estos productos, por la presión de reacción que se origina y los niveles de producto estático presentes : superior es la presión total, superior es la formación de subproductos. La configuración como hidrociclona con intercambiador de calor externamente adecuado es por lo tanto, decisiva para un tiempo de permanencia corto de los subproductos en el material de reacción, en el caso del nivel de producto estático incrementante, debido al autoajuste de circulación de termosifón, causa una desgasificación inmediata efectivo en la hidrociclona y en el intercambiador de calor. Durante la implementación de una esterificación, preferiblemente se mantiene una temperatura entre 200 y 270 °C y una presión entre 0.3 y 3 bar, en la etapa bl) . Si por el contrario, se implementa una transesterificación, entonces la etapa bl) se implementa a una temperatura entre 170° y 200°C, y a una presión entre 0.3 a l bar. En la etapa 2), durante la implementación de una esterificación, la presión se mantiene preferiblemente entre 2 y 6 bar, el tiempo de permanencia entre 1 y 5 min y la temperatura preferiblemente entre 220 y 280 °C, y particularmente, preferiblemente entre 230 y 250°C. Si por el contrario, se implementa una transesterificación, la presión en la etapa b2) se mantiene preferiblemente en el intervalo entre 2 y 5 bar, el tiempo de permanencia entre 1 y 4 mm y la temperatura en el intervalo entre 200 y 240 °C, particularmente preferiblemente entre 210 y 230 °C En un desarrollo ventajoso del método, en la etapa b3), el producto de reacción suministrado continuamente de la etapa b2), se dirige hacia una cascada de circulación descendente, la presión que cae por 20 a 60 mbar y la temperatura que se incrementa por 5 a 20 °C, por bandeja de reacción. Durante la esterificación, se produce con ello un prepolicondensado con 5 a 20 unidades repetidas con una conversión entre 97 y 99.5%. Durante la transesterificación, la conversión está sin embargo, entre 98.5 y 99.8%. Preferiblemente, además del gas del proceso normal, un gas inerte seco y/o un gas de proceso sobrecalentado, se dirigen en al menos, la primer bandeja por debajo de las superficies del material de reacción. Como un resultado, la separación de los subproductos es asistida por "efecto de inducción", es decir, saturación de los gases. Al mismo tiempo, se logra el mtermezclado interno del material de reacción. El tiempo de permanencia en las bandejas individuales está preferiblemente en el intervalo entre 5 y 15 mm. Es un desarrollo ventajoso adicional del método, el suministro del producto se efectúa centralmente en las bandejas. El producto con ello, se descarga en la periferia externa de las bandejas distribuidas uniformemente sobre la pared externa, lo cual sirve para la desgasificación acelerada, y subsecuentemente se dirige en conjunto nuevamente de manera central . La etapa b4) está configurada como una zona de película descendente, con reducción de presión inicial y está implementada preferiblemente a una temperatura entre 245 y 270°C y un tiempo de permanencia entre 4 y 30 min, y a una presión entre 0.01 y 0.05 bar. Un prepolicondensado es con ello producido con 10 a 40 unidades repetidas con una conversión de 99.8%. El producto de reacción se dirige en conjunto después de dejar una o más zona(s) de película (s) descendente (s) , preferiblemente a través de un cono calentado, una separación de gas -líquido se pretende en su región central por medio de una salida en forma de deflector. Preferiblemente, 1 , 2 -etandiol , 1 , 3 -propandiol o 1,4-butandiol, son usados como un diol . El método es también adecuado para ciclohexano dimetanol. Se usa ácido tereftálico preferiblemente como ácido dicarboxílico . Durante la transesterificación, preferiblemente se usa tereftalato de dimetilo (DMT) como el éster de ácido carboxílico. Son usados como catalizadores preferiblemente metales conocidos de estaño, antimonio, germanio, manganeso, calcio y/o titanio., en particular, como compuestos orgánicos de los mismos. Los catalizadores pueden también ser acomodados en una substancia portadora porosa para lograr un efecto de cierre específico. De conformidad con la invención, del mismo modo, se proporciona un dispositivo para implementar el método descrito de conformidad con la invención, el cual tiene al menos, un recipiente de agitación para preparación de la suspensión, zonas de reacción para la esterificación o transesterificación y precondensación simultáneas, así como también al menos un reactor de policondensación para la fase sólida y/o líquida. Las zonas de reacción individuales son con ello, combinadas en un reactor de torre y conectadas al menos a un reactor para la policondensación. El reactor de torre es con ello, construido en la manera siguiente: en la porción inferior, el reactor de torre es configurado en la forma de una hidrociclona con un mtercambi dor de calor adjunto y tiene una línea de suministro para la pasta, la suspensión y/o la mezcla de material crudo líquido. La hidrociclona está conectada vía un tubo de presión en el lado superior del reactor de torre. El lado superior del reactor de torre está con ello, configurado en la forma de una cascada de circulación descendente. Esta cascada está conectada vía un tubo de entrada adecuada en la parte central del reactor de torre, el cual está configurado en la forma de una zona de película descendente de etapa única o múltiple con reducción inicial de presión.
Preferiblemente, la hidrociclona tiene una pieza de conexión de vapor y está conectada en la parte inferior del reactor de torre en un mtercambiador de calor. Como un resultado, se hace posible dirigir el producto en una circulación natural o forzada, vía el intercambiador de calor en la hidrociclona . En una modalidad ventajosa, el intercambiador de calor tiene una chimenea de gas separada la cual conduce en una parte superior de la ciclona. Preferiblemente, la cascada tiene al menos dos, particularmente preferido, cuatro bandejas. Un montaje de agitación puede con ello, ser integrado en al menos, una región de cascada para asistir en la entrada del diol o aditivos . El tubo de presión está configurado preferiblemente como un tubo de camisa de pared doble, el cual continúa en el interior de la primer bandeja superior como una bobina de calentamiento. El tubo de presión puede con ello, ser equipado con una bomba de alimentación a volumen y elementos de mezclado estáticos o una bomba de mezclado. Preferiblemente, la hidrociclona tiene una entrada de gas inerte con un distribuidor de gas adecuado en su región cónica. En modalidad ventajosa, una de las bandejas superiores en la región de vapor, del mismo modo tiene una entrada de gas inerte. Los gases de reacción y/o gases extraños, son preferiblemente dirigidos de la zona de reacción a la zona de reacción a través del líquido de reacción en flujo paralelo por medio de tubos de suministro sumergidos . Preferiblemente, la zona de reducción de presión preliminar para la zona de película descendente, tiene del mismo modo, la forma de una hidrociclona la cual soporta el efecto instantáneo y asegura separación adecuada de las fases líquida/gaseosa. El suministro del producto de la zona de reducción de presión inicial a la zona de película descendente, se efectúa por configuración adecuada de la descarga a partir de esta, en la región externa concéntrica de las zonas de películas descendentes, y el producto es distribuido uniformemente en el campo del tubo vía canales. Se prefiere del mismo modo, que la zona de película descendente tenga al menos, un campo de tubería. Un cilindro de entrada está con ello, asignado a cada tubo del campo de tubería, en los cuales el cilindro de entrada asegura una humectación uniforme del interior del tubo, el último está equipado con ranuras traslapantes, no axiales, en la circunferencia, un nivel de llenado constante arriba de las series de tubos, se produce debido a la pérdida de presión de las ranuras y que tienen un sobre flujo máximo con una corona dentada, las ranuras están configuradas de manera que las diferencias de viscosidad causan solamente cambios insignificantes en el nivel de llenado, pero en efecto, un cambio proporcional del nivel de llenado al rendimiento del líquido. Se prefiere del mismo modo, que la longitud de los tubos de película descendente se dimensione, de manera tal que se efectúe el pesa e total. Preferiblemente, el diámetro de los tubos de película descendente se selecciona por ser más grandes que la burbuja de vapor de reacción más grande que se origina. Los vapores de reacción se dirigen con ello, en flujo paralelo con el producto que fluye descendentemente. El campo de tubería con película descendente, puede ser usado preferiblemente también para transferencia de calor . Preferiblemente, el reactor de torre completo está equipado con una camisa para calentamiento con medio de calentamiento orgánico en la forma de vapor. En una modalidad ventajosa adicional, todas las superficies intercambiadoras de calor están equipadas en las zonas individuales para portadores de calor líquido para procesos de temperatura relevante y distribución de cantidad de calor. El sujeto de conformidad con la invención, está propuesto para ser explicado en más detalle por medio de las siguientes figuras y el ejemplo, sin restringir el último a estas modalidades. La Fig. 1 muestra la estructura esquemática de un reactor de torre (1) . Una suspensión del ácido dicarboxílico con el diol , o el éster de ácido dicarboxílico fusionado y el diol son inyectados bajo presión en el fluido de reacción en la región inferior de un intercambiador de calor (5) suspendido en el reactor de torre, el resultado es, debido a la configuración adecuada de la pieza de conexión de inyección (3), un intermezclado óptimo con el producto de reacción de ebullendo en la parte inferior. También un catalizador, el cual es ventajoso para algunas reacciones de poliéster, se puede alimentar aquí. El intercambiador de calor asegura calentar la mezcla a la temperatura de ebullición de la reacción. La mezcla de reacción de ebullición pasa vía un tubo corto de conexión el cual se descarga tangencialmente en una hidrociclona (2) para reacción adicional . Para descarga rápida del gas de reacción del material de reacción, la parte principal de estos gases es dirigida vía un tubo separado, una chimenea de vapor (6) , afuera del mtercambiador de calor en la cámara de gas de la ciclona . Toma lugar una desgasificación adicional durante la continuación de la reacción, en la hidrociclona (2) . El producto que ha reaccionado pasa vía un tubo corto de conexión en el soporte de la ciclona nuevamente en el mtercambiador de calor (5) , de manera que se produce una circulación natural. El gas de reacción completo es retirado arriba del fluido de reacción a partir de la cámara de vapor de la hidrociclona (2} . En el caso de productos particularmente sensibles, tales como por ejemplo, en la producción de PBT, se produce tetrahidrofurano mdeseado (THF) por ciclización de butandiol . La formación se incrementa por la presencia de agua, la cual se produce por ejemplo, durante esterificación . Ventajosamente, se puede introducir un gas precalentado, msaturado, inducido o vapor de proceso sobrecalentado, en este caso, en la región inferior de la ciclona, como un resultado del cual, se acelera la remoción de en particular, agua, metanol, acetaldehído o tetrahidrofurano del material de reacción. Una corriente parcial del producto de reacción desgasificado se remueve del tubo de conexión inferior y se bombea por medio de un transportador de volumen que incrementa la presión, en un tubo de presión caliente (4) . El tubo de presión (4) está equipado en la salida de la bomba con un tubo de medición para el diol, el cual es mezclado íntimamente con el material de reacción vía elementos de mezclado estático. De conformidad con el producto, una presión aquí, de hasta 10 bar, se puede fi ar vía una válvula que mantiene la presión. Alternativamente, el intermezclado y el procedimiento pueden también ser producidos por una bomba de mezclado especial . Introduciendo el diol bajo presión, se inicia una conversión espontánea con los grupos carboxilo o metoxi, la cual procede en el intervalo de tiempo de 1 a 5 minutos y es terminada después de la reducción de presión a presión atmosférica o sub-atmosfénea . El tiempo de reacción se ajusta de manera que, una parte del tubo de presión se designa en la forma de una bobina de calentamiento en la zona de reacción más superior del reactor de torre. La camisa de doble pared asegura que el material de reacción enfriado por reducción de presión, se lleve nuevamente a temperatura de reacción. El fluido de reacción reducido por presión, es ahora conducido a través de una cascada de circulación descendente (7), la cual comprende al menos 2, preferiblemente 4 a 5 bandejas de reacción fijas con bobinas de calentamiento, en las cuales el producto fluye centralmente y se sumerge ba o la superficie. El gas de reacción está por el contrario, separadamente conducido fuera de la bandeja situada respectivamente arriba, por medio de tubos sumergidos del mismo modo, a través del fluido de reacción. Una presión diferencial, la cual actúa preferiblemente como una reducción de presión de bandeja a bandeja desde la parte superior a la inferior, se produce a partir de ésta. El producto de la segunda a la bandeja Xa, circula descendentemente en la pared externa, la cual actúa como una superficie de evaporación adicional a cada siguiente bandeja en un colector formado cónicamente, la descarga del cual está ubicada centralmente en el punto más profundo del cono. En el colector, también están localizados los tubos sumergidos, los cuales introducen el gas de reacción en la siguiente bandeja. Las bandejas son preferiblemente designadas para un tiempo de permanencia de 5 a 10 minutos para lograr el progreso de reacción requerido. Para mantener la temperatura de reacción requerida, preferiblemente un incremento uniforme por 2 a 10 °C por bandeja, cada bandeja está equipada con bobinas de calentamiento y controles respectivos. Resulta del arreglo, que el gas de reacción se dirige en flujo paralelo con la corriente del producto, el gas se sopla a través del material de reacción y, por otro lado, se asegurando que exista un interraezclado óptimo, por el otro, sin lograr su límite de saturación, debido a que la presión cae con incremento simultáneo de temperatura y consecuentemente permanece absorbente para el gas de reacción que se forma recientemente (efecto de inducción) . Un efecto importante adicional de la cascada de circulación descendente descrita, es que los oligómeros de cadenas cortas, de baja ebullición del producto, los cuales son micialmente todavía disponibles, son dirigidos nuevamente en el fluido de reacción por el gas de reacción y ahí toman parte además en la reacción. Debido a la introducción del gas en el fluido de reacción, por formación de superficie adicional y contacto con el diol gaseoso, la formación de burbuja además promueve la velocidad de la reacción. Esto no es posible por ejemplo, en el caso de cascadas agitadas y como un resultado, el rendimiento se reduce y se causan interferencias en los condensadores subsecuentes y dispositivos de vacío. En la medida en como se requiera mezclar aditivos o dioles adicionales, un agitador inclinado (10) puede ser colocado en la última bandeja, en la cual la agitación asiste al mtermezclado debido a las burbujas de vapor. El material de reacción es llevado subsecuentemente por una línea de suministro adecuada para reducción de presión renovada en un arreglo configurado de manera similar a una hidrociclona , en el cual, el arreglo está equipado como la bandeja previa con bobinas de calentamiento para control de temperatura. La separación de gas/líquido se efectúa en la superficie, se asegura por desviadores adecuados que el fluido de reacción se descarga uniformemente sobre el borde externo dentado de la bandeja, no afectada, formando burbujas de gas de reacción. La descarga del fluido de reacción en la periferia, se colecta en una placa de base de tubo - del mismo modo en la periferia del mismo- y se distribuye en la palca base uniformemente con la asistencia de los así llamados "canales" . La base del tubo es parte de un paquete de tubo recto (campo) (9), el cual sirve simultáneamente para la formación de película en las superficies internas del tubo y para intercambio de calor. Se asigna un cilindro de entrada (11) a cada tubo en el paquete. El cilindro de entrada está configurado con una serie de ranuras traslapantes, no axiales, con una geometría particularmente diseñada en su periferia. La geometría es establecida de manera que mantiene un nivel mínimo para todos los tubos ra la distribución uniforme de líquido, solamente ocurren diferencias de nivel menores para un espectro de viscosidad específico, los cambios de rendimiento afectan un cambio de nivel proporcional solamente y la superficie interna del tubo se humedece uniformemente sobre longitud completa del tubo, borde superior del cilindro de entrada sirve como un sobre flujo de emergencia y está equipado con una corona dentada. El diámetro del tubo se elige de manera que mayor que la burbuja de gas de reacción que se origina lo más grande posible. El vapor de reacción se dirige en flu o paralelo con la película de producto que corre descendentemente. La relación de la longitud de tubería al diámetro de tubería debe ser entre 10 y 25 y la superficie de los tubos de películas descendente puede ser adaptado a la humectabilidad del producto. El producto emerge como una película y/o hebras en el lado inferior de los tubos de películas descendentes, se dirige en conjunto por láminas colectoras cónicas las cuales permiten el flujo del gas pasar y se suministre a una segunda zona de reacción de película descendente en la periferia. El último está en principio, configurado idénticamente a la primer zona, pero toma lugar en cuenta las viscosidades incrementadas por medio de mediciones correspondiente en los cilindros internos (11) , distribución de los tubos y longitud del módulo. Debajo del módulo, se localiza un dispositivo para dirigir en conjunto, la fusión la cual contiene en el centro, un tubo central para la guía de los gases de reacción y el producto. El producto se descarga en el dispositivo, preferiblemente en la pared, se separa del flujo de gas por un dispositivo deflector (12) , en el cual el flujo de gas es desviado y descargado en la cámara de gas del colector de prepolímero integrado. El prepolímero colectado se remueve del colector después de un descanso y un segundo tiempo de reacción de 5 a 15 minutos vía un tubo central, y puede ahora ser sometido a un tratamiento adicional, por ejemplo, granulación con fase sólida subsecuente o (post) condensación a alta fase de fusión. Por productos específicos, se proporciona la posibilidad de dirigir nuevamente un flujo parcial del prepolímero en el módulo de película descendente inferior y de mezclarla con el pre-producto a partir del módulo de película descendente, de manera que el tiempo de reacción puede ser ventajosamente incrementado en una manera simple. Como tal, se pueden obtener las longitudes de cadena extendidas . La cubierta externa del reactor es una camisa de calentamiento, la cual se proporciona preferiblemente con un vapor de transferencia de calor sintético como aislamiento activo para el calor. El perfil de temperatura requerido para la reacción se produce esencialmente con un aceite de transferencia de calor en zonas por medio de caras de calentamiento internas. Los gases de reacción de las diferentes zonas son descargados por dispositivos normales, tales como condensadores, columnas y sistemas de vacío, los dioles son esencialmente dirigidos nuevamente con proporciones pequeñas del oligómero en los procesos. La figura 2 muestra una variante adicional del reactor de torre (1) , el cual tiene los elementos esenciales como en la Fig. 1.
Sin embargo, en esta variante del reactor de torre, se usa una bomba de mezclado especial en lugar de la válvula que mantiene la presión y los elementos de mezclado estáticos . Del mismo modo en esta variante, se distribuye el uso de un agitador inclinado para aditivos adicionales de mezclado y dioles.
Se elabora una pasta, la cual es controlada por temperatura a 20-90°C, de reactivos PTA y diol o el carboxiéster líquido y diol con una temperatura de 150°C a relaciones molares entre 0.8 y 1.8, se inyectan en una primera cámara, son mezclados intensivamente con el fluido de reacción de monómero/prepol ímero existente en el mtercambiador de calor, con producto recirculado de la hidrociclona y al menos, un catalizador. Desgasificar removiendo los subproductos en un orden de magnitud entre 30 y 90%, preferiblemente 40 y 60% "m situ" , mientras se pasa a través del intercambiador de calor, el cual dirige los vapores de reacción en la hidrociclona vía una canal de "chimenea" (separación gas/líquido) . El fluido de reacción es además desgasificado en una hidrociclona conectada a presiones entre 500 a 3000 hPa. Inyección de un gas portador en la base de la hidrociclona por una remoción mejorada adicional de subproductos. Se puede usar cualquier medio inerte o uno de los subproductos gaseosos purificados (sobrecalentados) , como gas portador. Transferencia del fluido de reacción a través de un tubo bajo presión y adición simultánea de partes del diol al material en cantidades entre 0.03 a 0.5 mol/mol de ácido o respectivamente dimetiléster, preferiblemente entre 0.1 y 0.3 mol/mol ácido respectivamente, dimetiléster para lograr una reducción inmediata de los grupos carboxilo o un intercambiador de grupos finales éster entre 20-80%, preferiblemente 40-60% del ácido o grupos finales de éster que se mantienen presentes en la hidrociclona . Transferencia del fluido de reacción en una primer bandeja para remover los subproductos previamente formados y calentar el fluido de reacción nuevamente por medio de camisas de calentamiento del tubo de transferencia bajo presión dentro de la bandeja. El producto se dirige a través de al menos, dos o una pluralidad de bandejas integradas agitadas con vapor con un tiempo de permanencia entre 5 y 15 minutos, la temperatura se incrementa constantemente en las etapas de 1 a 20 °C, y la presión se reduce constantemente por 5 a 50 hPa por bandeja. Los vapores producidos continuamente en la reacción, están en un estado gaseoso no saturado y son introducidos por debajo de la superficie líquida de la siguiente bandeja, mientras el producto fluye en el siguiente contenedor en una manera impermeable al líquido. El vapor promueve la remoción de los productos de reacción colaterales por mezclado intensivo con el producto primario. Además, el gas inerte seco o gas de proceso, se admite en la primer bandeja para mejorar además, el progreso de la reacción por saturación de vapor y gas. El progreso de reacción obtenido está entre 10 y 40% para las reacciones simultáneas entre los grupos carboxilo e hidroxilo, así como también grupos finales ésteres. El producto es transferido en un contenedor instantáneo adicional en el cual, una presión la cual es más pequeña por 1/50 a 1/50 que prevalece en el último contenedor agitado con vapor, y la temperatura de reacción se incrementa por 2 a 20 °C. Los poliésteres resultantes tienen una longitud de cadena de 5-20, preferiblemente entre 10 y 15 unidades repetidas, con una conversión de más de 99.5%.
Permitiendo al poliéster fluir en películas a través de al menos un campo de tubería activo de alta superficie en los cuales, cada cantidad parcial del producto es sometida uniformemente a la temperatura y superficie, de la cual, un prepolímero resulta el cual tiene preferiblemente entre 20 y 35 unidades repetidas y una conversión de 99-8%. Los gases de reacción sobrecalentados son dirigidos descendentemente en flujo paralelo con las películas de polímeros y absorbidas cada uno nuevamente que ocurre derivado gaseoso de las películas de polímero. Este reacomodo permite la implementación del método con las condiciones anteriores en un periodo de tiempo entre 5 y 30, preferiblemente 8 y 16 mm. Para igualar la distribución molecular, el producto permanece además en el sistema entre 2 y 10 min El polímero es transferido en un reactor de policondensación en el cual, se logra un DP de 80-150. Se describe un reactor adecuado por ejemplo, en el documento US 5,779,986 y EO 0 719 582. Al ernativamente, el producto bombeado después de 2 a 10 minutos, puede ser procesado en un granulado el cual puede ser tratado con calor además entonces en el estado sólido, para obtener un polímero con un DP de 90-200.
Ambos polímeros producidos de conformidad con el punto 1-11 y también el punto 1-10 y punto 12, son excelentemente adecuados para procesos de que forman fibras, como resinas para aplicaciones de botellas, en particular para "agua mineral sin gas" y para aplicaciones de material plástico industrial y que forman película. Son distintivos inter alia, debido a un grado de amarillamiento mejorada hasta 2.5 puntos medidos de conformidad con CIELAB (valor b*) , y en un grado de blancura me orada hasta por 5 puntos (valor L*) . Estos análisis indican inter alia, que comparados con los polímeros producidos en métodos previamente comunes, y equipos, se obtienen poliesteres de alta pureza. El método de conformidad con la invención y el dispositivo representa por lo tanto, con relación al estado de la técnica, un nuevo concepto el cual es progresivo en sus características . 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.