Opis patentowy opublikowano: 1987 08 31 136188 ;CZ* fLLNIAl [ U**i$dv Paleirteweap 1 InL Cl.3 COSG 63/58 Twórcy wynalazku: Vladlolr Mlhaylovlc Dioakin, Andrzej Cybulski, Hipolit Dobrowolski, Piotr Sergesvic Ivanovf Danuta Marla Oanovna Flllpplenko, Leonid Nlkolaevlc Sledov Uprawniony z patentu; Inetytut Chemii Przemyslowej, warszawa /Polaka/ CIAGLY SPOSf© WYTWARZANIA POLIESTRÓW X URZADZENIE DO WYTWARZANIA POLIESTRÓW Wynalazek dotyczy sposobu 1 urzadzenia do wytwarzania poliestrów znajdujacych za* etoeowanie przy wytwarzaniu laminatów szklanych, nas kablowych* utwardzanych na zlano 1 na goreco, materialów do wyprassk, stosowanych w róznych dziedzinach gospodarki przy wytwarzaniu materialów budowlanych, budowla statków, w przemysle elektrotechnicznym 1 radiotechniczny* itd.Znane ee sposoby wytwarzania poliestrów poprze- reakcje aonoepokeydów z bezwodni¬ kami kwasów dwukarboksylowych w obecnosci zwiazków aajacyeh aktywne atoay wodoru i ka¬ talizatorów* Zgodnie z wymienionymi sposobaal poliestry otrzymuje eie z reguly, meto¬ dami okreeowyai przy temperaturach rzedu 30 - 200°C, korzyetnie przy 100 - 140°C. Naj¬ czesciej bezwodniki, zwiazki z aktywnymi etosami wodoru 1 katalizator umieszcza sie w naczyniu reakcyjnym, a nastepnie stopniowo wprowadza sie aonoepokeyd. Takie przepro¬ wadzanie reakcji Jest spowodowane przede wszystkim nlake temperature wrzenia tlenku propylenu w wiekezosci przypadków wykorzystywanego do syntezy oraz duzym efektem egzo¬ termicznym reakcji, Z powodu ograniczonych mozliwosci odprowadzenia ciepla z naczynia reakcyjnego /niewielka powierzchnia wymiany ciepla przypadajeca na jednoetke objetosci przestrzeni reakcyjnej/ reakcja w tych warunkach trwa przez kilka godzin. Otrzymywane poliestry charakteryzuje alc barwe wynoszece wedlug akell Gardnere 3 - 13. Bardziej calowym jeet przeprowadzenie syntezy poliestrów z monoepokaydów sposobom cleglym, po¬ niewaz w stosowanych do tego celu reektorech latnieje bardziej korzystny stosunek po¬ wierzchni wymiany ciepla do objetosci przestrzeni reakcyjnej. Poza tym czae trwanie procesu jeet znaczni® krótszy* W opisie patentowym Stanów Zjednoczonych Ameryki nr 3 374 208, opisany jest spo¬ sób, polegajacy na tym, ze przeprowadza eie reakcje bezwodników kwasów dwukerboksyloj- wyeh z tlenkemi alkenów przy braku istotnych ilosci wody i w obecnosci glikoli 1 ka¬ talizatorów w postaci aoll m szaniny bezwodników/ przy 100 - 200°C z przetrzymaniem poliestrów przy 200°C w clegu2 136 188 30 - 120 minut. Mieszanine reagentów w sposób ciegly przepuszcza sie przez reaktor ru¬ rowy z mieszadlem dotykajecya scianek aparatu z plaszczem wlelosskcyjnya. Budowa takie¬ go aparatu jest dostatecznie skomplikowana z punktu widzenia konstrukcji z powodu za¬ stosowania mieszadla wymienionego powyzej, natomiast plaszcz wlelosekcyjny powoduje ko¬ niecznosc zastosowania bardziej skomplikowanego schematu technologicznego urzadzenia» Poza tyn z procesu nie se wyeliminowane ewentualne przegrzania, doprowadzajace do wy tworzenia ciemnych poliestrów.Obecnie w praktyce przemyslowej 09 wykorzystywane tylko dwa ze znanych sposobów wytwarzania nienasyconych poliestrów na podstawie monoepokeydów 1 bezwodników kwasów dwukarbokaylowych. Informacje o jednym z nich oe umieszczone w I.C.Z. Zlmmer Hydr.Proc. 56 1977, drugi jest opisany w opisie patentowym Stanów Zjednoczonych Ameryki nr 3 723 390, oraz opisie patentowym Wielkiej Brytanii nr 1 412 306. W artykule I.C. Zlm¬ mer Hydr. Proc. 56 1977 podano, ze firma RHONE-POULENC zrealizowala na skale przemy¬ slowe proces wytwarzania poliestrów nienasyconych z tlenku propylenu w Ilosci 20 tys. ton/rok. W artykule przedstawiono schemat ogólny procesu, natomiast brak Jest Infor¬ macji o rozwiazaniu aparaturowym 1 o barwie gotowego produktu. Rozpatrzono jedynie za¬ lety procesu wytwarzania poliestrów nienasyconych z tlenku propylenu w porównaniu z procesem tradycyjnej polikondeneecjl glikoli z bezwodnikami kwasów karboksylowych, która to zalety polegaj o glównie na mniejszych kosztach surowców.Najbardziej zblizonym do rozwiazania wedlug wynalazku jest epoeób opisany w wymie¬ nionym powyzej opisie patentowym Wielkiej Brytanii. W wymienionym powyzej opiale poda¬ ny jeet clegly sposób wytwarzania zywic poliestrowych w reaktorze wielostopniowym przy 170 - 260°C i cisnieniu powyzej 21 atm. Czas przemiany nie Jeet wiekszy od 20 minut.Strumien cieklego bezwodnika z katalizatorem 1 inicjatorem oraz strumien tlenku alke¬ nu, wprowadza sie od razu lub czesciami w róznych etopnlach 1 miesza sie mschanlcznle.Na przyklad, reakcje przeprowadza ele w pieciostopniowym reaktorze o objetosci 0,75 1 i wydajnosci 0,2 kg/min. Sklad mieszaniny reakcyjnej: bezwodnik maleinowy. 50,76 % tlenek propylenu 45,1 %. glikol propylenowy 3,94 %, Zn/0*c/2 2H20 - 0,2 X. Cisnienie w reaktorze 28 • 0,980665 • 10 Pm, czae przebywania mleszsniny w kazdym stopniu 3,75 minut. Polowe ogólnej Ilosci tlenku propylenu wprowedza ale w drugiej strefie.W reaktorze utrzymywane ee nastepujece warunki tempereturows: /temperatury na wejsciu i wyjsciu kazdego stopnia/: pierwszy - 77 - 231°C, drugi - 184 - 231°C, trzeci - 231 - 225°C, czwarty - 225 - 222°C, piety 222 - 217°C. Otrzymuje sie zywice poliestrowe /roztwór poliestru w styrenie/ o berwie wedlug skali Gerdnera 5.W tan epoeób wytwarzanie poliestrów realizuje ale w ekompllkowanym wlelosskcyjnym reaktorze, wykonanym ze specjalnej etali odznaczajecej ele duzym przewodnictwem cie¬ pla 1 duze wytrzymaloscie w warunkach korozji, wyposazonym w mieszadla szybkoobrotowe, niezbedne do szybkisgo przemieszania reagentów w poezczególnych sekcjach reaktora, jak równiez do zapewnienia duzych wartosci wspólczynników przenoezenla ciepla od mie¬ szaniny reakcyjnej do scianek reaktora, wymieniony epoeób wymaga zaetoeowenla bardzo skomplikowanego z konstrukcyjnego punktu widzenia a eted bardzo drogiego wypoeazenla.Oako czynnik stanowiecy okreslone trudnosc przy eksploatowaniu takich urzedzan l zwie¬ kszaj ecy koszty ekeploatacyjne, nalezy wymienic trudnosc hermetyzacji elementów rucho¬ mych /walu mieszadel/ w kilku etopnlach, z których kazdy pracuje przy znacznym nadci¬ snieniu, oraz duze zuzycie energii przez uklad napedowy szybkoobrotowych mieszadel, przeznaczonych do mieszania gestej cieczy. Poza tym dozowania tlenku propylenu w kil¬ ku punktach strefy reakcyjnej wymege zaetoeowenla odpowiedniej liczby urzedzon dozu- jecych, co niewatpliwie, komplikuje echemat technologiczny produkcji. Nalezy zazna¬ czyc, ze rozwiazanie znane zapewnia otrzymania roztworu poliestru w styrenie o stosu¬ nkowo elemnej barwie /3 - 4 jednostki wedlug skali Gerdnera/.Okazalo ale, ze elebo zabarwiony poliester /barwa wedlug skali Gerdnere nie wie- kaza od 3/ mozna otrzymywac, wykorzystujec schemat technologiczny 1 urzedzenle, które136 188 3 ee znacznie prostsze niz to wymaga sie przy realizacji sposobu znanego, Celee wynalaz¬ ku jest uproszczenie schematu technologicznego urzedzenla do wytwarzania poliestrów z ¦onoepoksydów 1 bezwodników kwasów dwukarboksylowych w temperaturze 70-250°C i cisnie* nlu 3 - 50 • 0/980665 • 10 Pa przy Jednoczesnym uproezczenlu konstrukcji urzadzenia /reaktora/ do syntezy poliestrów.Postawiony cel oslega eie przez to, ze reakcje zwlezków monoepoksydowych z bezwo¬ dnikami kwasów dwukarboksylowych w obecnosci katalizatorów i zwlezków mejecych ruchome atomy wodoru od poczatku do uzyekanla konwersji monomerów 45 * 80 % przeprowadza sie, przepuszczajec strumien wstepnie zmieszanych substancji pierwotnych przsz strefe reak¬ cyjna przy czym predkosc liniowa strumienia, której wartosc poczetkowa wynosi co^ = 0,01 - 0,5 m/s, zmniejsza sie wzdluz dlugosci strefy reakcyjnej dwu - pietnastokrotnie w porównaniu z wartoscia poczetkowe. Zakonczenie reakcji tak, aby osiagnac konwersje monomerów powyzej 95 %, moze byc zrealizowane jakimkolwiek ze znanych sposobów* 3ako wydluzona strefa reakcyjna przy realizacji spoeobu wedlug wynalazku moge byc zastoso¬ wane rózne urzedzenla. Na przyklad, strefe reakcyjne moze stanowic kanal o przekroju wzdluznym stozkowym rozszerzajecy sie w kierunku otworu wyjsciowego. Mozne równiez wykorzystac kilka rur o róznych srednicach, które se laczone szeregowo w ten sposób, aby przekrój poprzeczny etrefy reakcyjnej zwiekszal sie w klsrunku wyjscia ze strefy.Dednakze bardziej korzystnym wykonaniem urzedzenla do syntezy poliestrów zgodnie ze sposobem wedlug wynalazku Jeet urzedzenla wedlug wynalazku.Urzedzanie wedlug wynalazku przedstawia reaktor rurowy, w którym powierzchnie ze¬ wnetrzne rur znajduje sie w kontakcie z nosnikiem cieple. Reaktor ma wbudowane w rury dodatkowe rurowe elementy - wymienniki ciepla, których powierzchnia wewnetrzne znaj¬ duje sie w kontakcie z nosnikiem ciepla, przy czym szczelina pierscieniowa utworzona przez powierzchnie wewnetrzne rury reaktora 1 powierzchnie zewnetrzne dodatkowego elementu - wymiennika ciepla jest podzielona wzdluznie na 2-8 odcinków, z których ka¬ zdy ma dlugosc 3-25 metrów. Przekrój poprzeczny szczeliny pierscieniowej na kazdym nastepnym odcinku zwieksza sie w porównaniu z poprzednim odcinkiem, a srednica rur re¬ aktora 1 dodatkowych elementów - wymienników ciepla na poszczególnych odcinkach epelnla warunek: D - d » 2S D - oC |+ S gdzie: D - srednica rury reaktora w metrach, d - srednica dodatkowego elementu - wy¬ miennika ciepla w metrach, 6 - przeplyw monomerów /wydajnosc/ w t/godz., S - ezczelina miedzy rure reaktora, a dodatkowym elementem - wymiennikiem ciepla, której wartosc miesci sie w granicach 0,001 - 0,025 m, oC - wspólczynnik ustalony empirycznie, które¬ go wartosc wynosi 0,00004 - 0,005.Takie urzedzenla moze mlec rury reaktora o Jednakowej srednicy na wszystkich od¬ cinkach. W tym przypadku przekrój szczeliny pierscieniowej miedzy rure reaktora, a do¬ datkowym elementem - wymiennikiem ciepla zmienia sie na skutek zmiany srednicy doda¬ tkowych elementów. Istnieje równiez mozliwosc zmiany srednicy rur reaktora przy zacho¬ waniu srednicy dodatkowych elementów - wymienników ciepla bez zmian na wszyetkich od¬ cinkach. I wreszcie, jako dodatkowa elementy - wymienniki ciepla moge byc wykorzystane rury Flelde.Przyklad I. Synteze poliestru przeprowadzano w reaktorze rurowym, skla¬ dajacym sie z dwóch odcinków rur reakcyjnych o srednicy wewnetrznej 32 mm, wyposazo¬ nych w plaszcze. Dlugosc pierwszego odcinka wynosila 20 m. Pierwszy odcinek mial doda¬ tkowy element - wymiennik ciepla o srednicy zewnetrznej 28 mm. Dlugosc drugiego odci¬ nka wyniosla 10 m, a srednica zewnetrzna dodatkowego elementu - wymiennika ciepla - 24 mm. Na wejsciu reaktora wprowadzano strumieniem ciegly* uprzednio przygotowane mie¬ szanine substancji surowcowych, a mianowicie: a/ 16,4 kg/godz., cieklej mieszaniny skladajecej eie z bezwodnika maleinowego 92,6 % wagowych, glikolu propylenowego 7,2 %4 136 188 wagowych, katalizatora /chlorek cynku/ 0,2 % wagowych, b/ 24,7 kg/godz% tlenku propy¬ lenu. Stosunek wolowy w mieszaninie wynosil przy tym BM /bezwodnik maleinowy/ : GP /glikol propylenowy/ : TP /tlenek propylenu/ - 1 : 0,1 : 2,8. Stezenie katalizatora w mieszaninie wynosilo okolo 0,1 % wagowych. Przez plaszcze i dodatkowe elementy - wy¬ mienniki ciepla przepuszczano nosnik ciepla, którego temperature utrzymywano na pozio¬ mie 130°C. Cisnienie w reaktorze wynosilo 20 • 0,980665 • 105 Pa. Stopien konwersji monomerów w produkcie na wyjsciu drugiego odcinka reaktora wynosil 80 %. W wyniku przetrzymania wymienionego produktu przy tempereturze 150°C w ciagu 10 minut otrzyma¬ no poliester o barwie 3 Jednostek wedlug skali Gardnera.Przyklad II- VIII. Sklad mieszaniny na wejsciu reaktora, temperatura no¬ snika ciepla, srednica rury reakcyjnej i cisnienie w strefie reakcyjnej byly takie jak w przykladzie I. Zmieniany byl wydatek mieszaniny substancji bazowych i niektóre cha¬ rakterystyki reaktora /liczba i dlugosci odcinków, srednice dodatkowych elementów - wymienników ciepla/. Otrzymane wyniki se podane w tablicy.Przyklad IX. Do syntezy wykorzyetywany byl reaktor o srednicy wewnetrz¬ nej rur reakcyjnych 32 mm podzielony na 8 odcinków o dlugosci po 5 metrów kazdy odci¬ nek, srednica zewnetrzna dodatkowych elementów - wymienników ciepla w poataci rur Fielda na poszczególnych odcinkach wynosila odpowiednio: 31; 28; 24; 21; 18; 15; 12; 9 mm. Sklad mieszaniny podstawowej byl taki sam, jak w przykladzie I. Sumaryczny wyda¬ tek mieszaniny wynosil 116,8 kg/godz. Synteze przeprowadzono przy temperaturze nosnika ciepla 120°C 1 cisnieniu 25 • 0,980665 • iO5 Pa. Osiagnieto konwersje monomerów 79 %.Po przetrzymaniu produktów reakcji przy temperaturze 120°C w ciagu 35 minut otrzymano poliester o barwie 2 jednostki wedlug skali Gardnera.Przyklad X. Synteze przeprowadzano w reaktorze o srednicy wewnetrznej rur reakcyjnych 70 mm podzielonym na dwa odcinki. Dlugosc pierwszego odcinka 20 m, srednica zewnetrzna rur Fielda 64 mm. Dlugosc drugiego odcinka 25 m, srednica zewne¬ trzna rur Fielda 20 mm. Sklad mieezanlny na wejsciu reaktora, temperatura i cisnienia byly takie same, jak w przykladzie I. Sumaryczny przeplyw mieszaniny wynosil 712 kg/godz.Konwersja monomerów wynosila 78 % poliestru po przetrzymaniu produktów reakcji w tem¬ peraturze 150°C w ciagu 12 minut odpowiadala 3 Jednostkom wedlug skali Gardnera.Przyklad XI. Do syntezy wykorzystywano reektor rurowy ekladajecy sie z dwóch odcinków o nestepujecych parametrach: dlugosc pierwszego odcinka 10 m, srednica wewnetrzna rury reakcyjnej 28 mm, srednica zewnetrzna dodatkowego elementu nosnika ciepla 24 mm, dlugosc drugiego odcinka 20 m, srednica wewnetrzna rury reakcyjnej 32 mm, srednica dodatkowego elementu wymiennika ciepla taka sama. Jak na pierwezym odcinku.Sklad mieszaniny na wejsciu reaktora, temperatura nosnika ciepla, cisnienie w strefie reakcyjnej byly takie same, jak w przykladzie I. Sumaryczny przeplyw mieszaniny wyno¬ sil 41,1 kg/godz. Stopien konwerejl monomerów wynosil 80 %. W wyniku przetrzymania otrzymanych produktów reakcji przy temperaturze 150°C w clegu 10 minut otrzymano poli¬ ester o barwie 2-3 jednostek wedlug skali Gardnera.Na figurze przedstawiono schematycznie urzedzenie do wytwarzania poliestrów ze zwiezków monoepoksydowych i bezwodników kwasów dwukarboksylowych. Urzedzsnie przedsta¬ wia reaktor rurowy wykonany w postaci aparatu z plaszczem rurowym z wieloma przejscia¬ mi w przestrzeni rurowej majecego szeregowo poleczone przejscie jednorurowe. Rury re¬ akcyjne la, Ib, lc, 12 98. poleczone szeregowo za pomoce krócców 2 i se umieszczone we wspolnym plaszczu hermetycznym 3. Wewnetrz rur reakcyjnych usytuowane se dodatkowe ru¬ rowe elementy 4 sluzece jako wymienniki ciepla, w postaci na przyklad, rur Fielda. Obu¬ dowa reaktora i dodatkowe elementy rurowe bedece wymiennikami ciepla ee poleczone z przewodem 5 przeznaczonym do doprowadzania nosnika ciepla. Do odprowadzania nosnika ciepla z obudowy reaktora 1 dodatkowych elementów bedecych wymiennikami ciepla sluzy przewód 6. Kisrunek przeplywu mieszaniny reakcyjnej w rurach reakcyjnych i nosnika cie¬ pla w zewnetrznych rurach pokazany jest na fig. strzalkami.136 188 5 Reaktor podzielony Jest na 2-8 odcinków, z których kazdy sklada sie z jednej lub z kliku polaczonych szeregowo rur, przy czym przekrój poprzeczny szczeliny pierscienio¬ wej na kazdym nastepnym odcinku zwieksza sie w porównaniu z poprzednia. Na figurze po¬ kazano cztery odcinki z których kazdy sklada sie z Jednej rury. Reaktor pracuje w spo¬ sób nastepujacy. Mieszanine produktów podstawowych zawierajece równiez katalizator re¬ akcji strumieniem cieglym doprowadza sie do dolnej rury reakcyjnej la. Mieszanina przeplywa przez szczeline pierscieniowe utworzone przez wewnetrzne powierzchnie rury reakcyjnej i zewnetrzne powierzchnie dodatkowego elementu rurowego 4 bedecego wymien¬ nikiem ciepla. Przez króciec 2 mieszanina reakcyjna przeplywa do nastepnej rury reak¬ cyjnej Ib i po przejsciu przez wszystkie rury reaktora wyplywa z górnej czesci rury reakcyjnej 1^. Nosnik ciepla o wymaganej temperaturze w sposób ciegly przeplywa przez przewody 5 do obudowy reaktora 3 i w dodatkowe elementy 4 bedace wymiennikami ciepla.Przepuszczanie nosnika ciepla przez obudowe i dodatkowe elementy bedace wymiennikami ciepla pozwala odprowadzac nadmiar ciepla, które wydziela sie w wyniku wzejemnego od¬ dzialywania reagentów w rurach reakcyjnych. Nosnik ciepla z nadmiarem ciepla odprowa¬ dza sie z obudowy 3 i dodatkowych elementów 4 przewodem 6 1 kieruje sie do ochladza¬ nia /na rysunku nie pokazano/ do wymaganej temperatury. Przy uruchomieniu reaktora ten sam nosnik ciepla moze byc wykorzystywany do nagrzewania strefy reakcyjnej do wymaga¬ nej temperatury.W porównaniu ze znanym sposobem i reaktorem sposób i urzedzenle wedlug wynalazku odznacza sie nastepujecymi podstawowymi zaletami. W echemacle technologicznym zmniejsza sie liczba skomplikowanych urzadzen /kombinacja pompy tlokowej lub przeponowej z zawo¬ rami regulacyjnymi/ przeznaczonymi do dozowania skladników surowcowych do reaktora /2 sposobem wedlug wynalazku wynosi zamiast 4-5 wedlug stanu techniki/.Synteze poliestru sposobem wedlug wynalazku prowadzi eie w reaktorze rurowym, nie majecym czesci ruchomych - w porównaniu za ekomplikowanym wieloeekcyjnym reaktorem ma- jecym szybkobiezne mleezadla w kazdej sekcji. Budowa reaktora wedlug stanu techniki odznacza sie znacznym stopniem komplikacji na skutek koniecznosci stosowenie elementów uszczelnienia walu mieszadla w kazdej sekcji. Fakt zaetosowania szybkoobrotowego mie¬ szadla w reaktorze wedlug stanu techniki doprowadza do znacznego zwiekszenia zuzycia energii przy realizacji procesu otrzymywania poliestrów w porównaniu ze sposobem we¬ dlug wynalazku.Tablica Lp. 1 1# 2.*' 3// 4.*/ 5.*' 6. | 7. e. x/ boi Liczba odcin¬ ków 2 1 1 1 1 2 2 ' 3 3 wlatfczen Parametry reaktora Nr od¬ cinka 1 2 1 i 2 1 2 3 1 2 la kontr Dlugosc odcinka 20 10 5 10 15 5 5 3 30 50 15 10 5 1 5 olne Srednica elementu wymien¬ nika ciepla, i mm 28 24 - - ** 15 28 24 31 24 9 31 24 9 Prze¬ plyw godz. i 41,1 44,7 44,7 44,7 40,4 30,5 39,2 47,2 Stopien konwer¬ sji 1 80 95 95 95 85 49 77 45 Barwa Wedlug skali Gardnera przy stopniu kon¬ wersji mono¬ merów ponad 95 % 3 16 17 18 11 2-3 2-3 1-2 poliestru 1 Uwagi 1 "H - 0,06 m/e 1 u kA; H - 2 «C . 0,0015 k/w h <2 U)H ¦ 0,01 m/s wK/wH ¦ 2 cC - 0,005 ^H - 0,5 m/e iC^p/co^j ¦ 15 cC - 0,00004 pH « 0,06 m/e 0JK/uH - 15 oC - 0.005 16 136 188 j PLThe patent description was published: 1987 08 31 136188; CZ * fLLNIAl [U ** and $ dv Paleirteweap 1 InL Cl.3 COSG 63/58 Inventors: Vladlolr Mlhaylovlc Dioakin, Andrzej Cybulski, Hipolit Dobrowolski, Piotr Sergesvic Ivanovf Danuta Marla Oanovna, Flllpplna Leonid Nlkolaevlc Sledov Patent holder; Inetytut Chemii Przemyslowej, warszawa / Polaka / CIAGLY METHOD OF POLYESTERS X DEVICE FOR MANUFACTURING POLYESTERS. in various fields of economy in the production of building materials, shipbuilding, in the electrotechnical industry and radio engineering * etc. Known methods of producing polyesters by reaction of aonoepokides with anhydrides of dicarboxylic acids in the presence of compounds that align active hydrogen atoms and catalysts * According to the mentioned As a rule, the polyesters are obtained by means of the process of drying at temperatures in the range 30-200 ° C, preferably at 100-140 ° C. Most commonly, anhydrides, compounds with active hydrogen ethos, and the catalyst are placed in a reaction vessel and then the aonoepokeide is gradually introduced. Such a performance of the reaction is mainly due to the low boiling point of propylene oxide in most cases used for synthesis and the high exothermic effect of the reaction, due to the limited possibilities of removing heat from the reaction vessel / small heat exchange area per one hundred volume of reaction space / reaction in these conditions it lasts for several hours. The obtained polyesters are characterized by a color according to the Gardnere 3-13 acell. It is more important to synthesize polyesters from mono-epokayides by clutch methods, because in the recectors used for this purpose, the more favorable ratio of heat exchange area to the volume of the reaction space is improved. In addition, the duration of the process is considerably shorter. In U.S. Patent No. 3,374,208, a method is described in which it reacts dicarboxylic acid anhydrides with alkene oxides in the absence of significant amounts of water and in the presence of glycols and catalysts in the form of anhydride mixtures (100-200 ° C. with a retention of the polyesters at 200 ° C. in cleg2 136 188 30-120 minutes). The mixture of reactants is continuously passed through the stirred tubular reactor touching the walls of the hairline apparatus. The construction of such an apparatus is sufficiently complicated from the construction point of view due to the use of the above-mentioned agitator, while the hair-section coat necessitates the use of a more complex technological scheme of the apparatus. Apart from the process, possible overheating, leading to the formation of dark circles, is not eliminated. Currently, in industrial practice 09 only two of the known methods for the production of unsaturated polyesters based on monoepokeides and dicarboxylic anhydrides are used. Information about one of them is included in I.C.Z. Zlmmer Hydr.Proc. No. 56 1977, the latter is described in U.S. Patent No. 3,723,390 and United Kingdom Patent No. 1,412,306. In I.C. Zlm¬mer Hydr. Proc. 56, 1977, it was reported that the RHONE-POULENC company carried out on an industrial scale a process of producing unsaturated polyesters from propylene oxide in the amount of 20 thousand tons. tons / year. The article presents a general process diagram, but there is no information about the apparatus solution 1 about the color of the finished product. Only the advantages of the process of producing unsaturated polyesters from propylene oxide have been considered compared to the process of the traditional polycondene process of glycols with carboxylic acid anhydrides, which advantages mainly consist in lower raw material costs. The process described in the above-mentioned description is the closest to the invention. UK patent. In the above-mentioned reference, the method of producing polyester resins in a multistage reactor at 170-260 ° C. and a pressure above 21 atm is given. The transformation time is not more than 20 minutes. The stream of liquid anhydride with the catalyst 1 initiator and the stream of alkali oxide are introduced at once or in parts in different stages 1 mixed together. For example, the reactions are carried out in a five-stage reactor with a volume of 0, 75 liters and a capacity of 0.2 kg / min. Composition of the reaction mixture: maleic anhydride. 50.76% propylene oxide 45.1%. propylene glycol 3.94%, Zn / 0 * c / 2 2H 2 O - 0.2 X. Pressure in the reactor 28 • 0.980665 • 10 Pm, residence time of mleszsnin in each stage 3.75 minutes. Half of the total amount of propylene oxide is introduced but in the second zone. In the reactor, the following temperature conditions are maintained: / temperature at the inlet and outlet of each stage /: first - 77 - 231 ° C, second - 184 - 231 ° C, third - 231 - 225 ° C, fourth - 225 - 222 ° C, heels 222 - 217 ° C. Polyester resins (a solution of polyester in styrene) are obtained according to the Gerdner scale. 5. In this case, the production of polyesters is carried out in a complex wool reactor, made of special steel, distinguished by a high conductivity, liquid and high resistance to corrosion, equipped with a stirrer high-speed, necessary for rapid mixing of the reactants in individual sections of the reactor, as well as to ensure high values of the heat transfer coefficients from the reaction mixture to the walls of the reactor, the above-mentioned process requires a very complicated construction factor and a very expensive form factor. the difficulty in operating such units and increasing the operating costs, one should mention the difficulty of hermetizing the moving elements (stirrer shaft) in several stages, each of which works with a significant overpressure, and the high energy consumption of the system on pedal high-speed mixers intended for mixing thick liquids. Moreover, the dosing of propylene oxide at several points in the reaction zone requires the supply of a suitable number of dosing units, which undoubtedly complicates the technological production scheme. It should be noted that the known solution provides for obtaining a solution of polyester in styrene with a relatively elute color (3 - 4 units according to the Gerdner scale). It turned out, however, that the color of polyester / the color according to the Gerdnere scale does not exceed 3 / it is possible obtained, using the technological scheme 1 units, which are much simpler than required for the implementation of the known process, the aim of the invention is to simplify the technological scheme of the apparatus for the production of polyesters from onoepoxides and dicarboxylic anhydrides at a temperature of 70-250 ° C and the pressure of 3 - 50 • 0/980665 • 10 Pa while simplifying the construction of the plant / reactor / for the synthesis of polyesters. The aim was that the reactions of monoepoxides with dicarboxylic acid anhydrides in the presence of catalysts and molecules that bind mobile atoms hydrogen from start to monomer conversion 45 * 80% is carried out by passing a pre-stream that the mixed primary substances form the reaction zone, the linear velocity of which, the initial value of which is equal to? = 0.01 - 0.5 m / s, decreases along the length of the reaction zone by two to fifteen times compared to the initial values. Termination of the reaction so as to achieve monomer conversions greater than 95% may be carried out by any of the known methods as an elongated reaction zone in the practice of the present invention and various components may be used. For example, the reaction zone may be a conical longitudinal channel extending towards the exit orifice. It is also possible to use several pipes of different diameters, which are connected in series in such a way that the cross-section of the reaction zone increases in the direction of the exit from the zone, but a more preferred embodiment of the junction for the synthesis of polyesters according to the method according to the invention is used by Jeet according to the invention. The invention discloses a tubular reactor in which the outer surfaces of the tubes are in contact with the heat carrier. The reactor has additional tubular elements built into the pipes - heat exchangers, the internal surfaces of which are in contact with the heat carrier, the ring gap formed by the internal surfaces of the reactor pipe and the external surfaces of the additional element - the heat exchanger, is divided lengthwise into 2-8 sections, each of which is 3-25 meters long. The cross-section of the annular gap in each subsequent section increases compared to the previous section, and the diameter of the reactor pipes of 1 additional elements - heat exchangers on individual sections of the epelnla condition: D - d »2S D - oC | + S where: D - diameter reactor pipes in meters, d - diameter of an additional element - heat exchanger in meters, 6 - monomer flow / capacity / wt / hour, S - gap between the reactor pipe and an additional element - a heat exchanger, the value of which is within 0.001-0.025 m, ° C, an empirically established factor, the value of which is 0.00004-0.005. Such a component may choke the reactor tube of the same diameter at all sections. In this case, the cross-section of the annular gap between the reactor tube and the additional element - the heat exchanger, changes due to the change of the diameter of the additional elements. It is also possible to change the diameter of the reactor tubes while maintaining the diameter of the additional elements - heat exchangers, without changing all sections. Finally, as additional elements - heat exchangers, Flelde tubes may be used. Example 1. The synthesis of polyester was carried out in a tubular reactor consisting of two sections of reaction tubes with an internal diameter of 32 mm, provided with jackets. The first section was 20 m long. The first section had an additional element - a heat exchanger with an external diameter of 28 mm. The length of the second section was 10 m, and the external diameter of the additional element - the heat exchanger - 24 mm. At the inlet of the reactor, the previously prepared mixture of raw materials, namely: a (16.4 kg / hour), a liquid mixture consisting of maleic anhydride 92.6% by weight, propylene glycol 7.2% 4 136 188, was introduced in a continuous stream. % by weight of catalyst (zinc chloride) 0.2% by weight, b / 24.7 kg / hour% of propylene oxide. The mixture had a free ratio of BM / maleic anhydride /: GP / propylene glycol /: TP / propylene oxide / -1: 0.1: 2.8. The concentration of the catalyst in the mixture was about 0.1% by weight. A heat carrier, the temperature of which was kept at 130 ° C, was passed through the mantle and additional elements - heat exchangers. The pressure in the reactor was 20 · 0.980665 · 105 Pa. The monomer conversion in the product at the outlet of the second reactor section was 80%. By keeping the said product at 150 ° C. for 10 minutes, a polyester having a color of 3 units according to the Gardner scale was obtained. Examples 2 to 8. The composition of the mixture at the reactor inlet, the temperature of the heat carrier, the diameter of the reaction tube and the pressure in the reaction zone were as in Example I. The output of the mixture of base substances and some reactor characteristics / number and lengths of sections, diameters of additional elements - exchangers were changed. warm/. The obtained results are given in the table. Example IX. For the synthesis, a reactor with an internal diameter of reaction tubes 32 mm was used, divided into 8 sections, 5 meters long, each section, the outer diameter of additional elements - heat exchangers in the Field's tube pattern on individual sections was respectively: 31; 28; 24; 21; 18; 15; 12; 9 mm. The composition of the base mixture was the same as in Example 1. The total output of the mixture was 116.8 kg / hour. The synthesis was carried out at a heat carrier temperature of 120 ° C and a pressure of 25 · 0.980665 · iO5 Pa. A monomer conversion of 79% was achieved. After holding the reaction products at 120 ° C for 35 minutes, a polyester with a color of 2 units according to the Gardner scale was obtained. Example X. The synthesis was carried out in a reactor with an internal diameter of reaction tubes of 70 mm divided into two sections. First section length 20 m, outer field diameter 64 mm. The length of the second section is 25 m, and the outer diameter of the Field pipes is 20 mm. The mixed composition at the reactor inlet, temperature and pressures were the same as in Example I. The total flow of the mixture was 712 kg / h. The monomer conversion was 78% of the polyester, after holding the reaction products at 150 ° C for 12 minutes, it corresponded to 3 Units according to the Gardner scale. Example XI. For the synthesis, a tube reector consisting of two sections with the following parameters was used: length of the first section 10 m, internal diameter of the reaction pipe 28 mm, external diameter of an additional heat carrier element 24 mm, length of the second section 20 m, internal diameter of the reaction pipe 32 mm, diameter additional element of the heat exchanger the same. As in the first section. The composition of the mixture at the reactor inlet, the temperature of the heat carrier and the pressure in the reaction zone were the same as in example 1. The total mixture flow was 41.1 kg / h. The degree of monomer conversion was 80%. As a result of keeping the obtained reaction products at the temperature of 150 ° C for 10 minutes, a polyester with a color of 2-3 units according to the Gardner scale was obtained. The figure shows a schematic representation of the preparation of polyesters from monoepoxide compounds and dicarboxylic acid anhydrides. It represents a tubular reactor made in the form of a sheath apparatus with multiple passages in a tubular space having a series-connected one-tube passage. Reaction tubes 1a, 1b, 1c, 12 98. connected in series by stubs 2 and seated in a common airtight jacket 3. Additional tube elements 4 are arranged inside the reaction tubes as heat exchangers, for example in the form of tubes Field. The reactor casing and additional tubular elements, which are heat exchangers, are connected to the conduit 5 for the supply of heat carrier. The conduit 6 serves to remove the heat carrier from the reactor casing and additional elements, which are heat exchangers. The flow direction of the reaction mixture in the reaction pipes and the heat carrier in the external pipes is shown in Fig. By arrows. 136 188 5 The reactor is divided into 2-8 sections each consisting of one or more pipes connected in series, the cross-section of the annular gap in each successive section being increased compared to the previous one. The figure shows four sections, each of which consists of one pipe. The reactor is operated as follows. The stock mixture, which also contains the reaction catalyst, is fed to the lower reaction tube Ia by a continuous stream. The mixture flows through the annular gap formed by the inner surfaces of the reaction tube and the outer surfaces of the additional tubular element 4 which is a heat exchanger. The reaction mixture flows through port 2 to the next reaction tube 1b, and after passing through all the reactor tubes, it flows out of the top of reaction tube 1. The heat carrier of the required temperature flows continuously through the conduits 5 to the reactor casing 3 and the additional elements 4 being heat exchangers. Passing the heat carrier through the casing and additional heat exchanger elements allows to remove excess heat, which is generated as a result of the reaction of the reactants. in reaction tubes. The heat carrier with the excess heat is discharged from the casing 3 and the additional elements 4 through the conduit 6 1 are directed to cooling (not shown in the drawing) to the required temperature. When the reactor is started up, the same heat carrier can be used to heat the reaction zone to the required temperature. Compared to the known process and the reactor, the method and devices according to the invention have the following main advantages. In the technological echo, the number of complicated devices is reduced (the combination of a piston or diaphragm pump with regulating valves / intended for dosing raw materials into the reactor / 2 according to the invention is equal to 4-5 according to the state of the art /. The synthesis of polyester according to the invention leads to a tubular reactor having no moving parts - compared to an elaborate multi-section reactor having high speed mills in each section. The construction of the reactor according to the state of the art is characterized by a significant degree of complication due to the necessity to use elements of the agitator shaft sealing in each section. The use of a high-speed stirrer in the reactor according to the prior art leads to a significant increase in energy consumption in the implementation of the process of obtaining polyesters compared to the method according to the invention. Table No. 1 1 # 2. * '3 // 4. * / 5. * '6. | 7.e.x / buoy Number of sections 2 1 1 1 1 2 2 '3 3 in air Reactor parameters Section no.1 2 1 and 2 1 2 3 1 2 a check Section length 20 10 5 10 15 5 5 3 30 50 15 10 5 1 5 Other Diameter of heat exchanger element, i mm 28 24 - - ** 15 28 24 31 24 9 31 24 9 and 41.1 44.7 44.7 44.7 40.4 30.5 39.2 47.2 Degree of conversion 1 80 95 95 95 85 49 77 45 Color According to the Gardner scale at the degree of conversion of monomers over 95% 3 16 17 18 11 2-3 2-3 1-2 polyester 1 Notes 1 "H - 0.06 m / e 1 u kA; H - 2« C. 0.0015 k / wh <2 U) H ¦ 0.01 m / s wK / wH ¦ 2 cC - 0.005 ^ H - 0.5 m / e iC ^ p / co ^ j ¦ 15 cC - 0.00004 pH «0.06 m / e 0JK / uH - 15 oC - 0.005 16 136 188 j PL