TWI526469B - 使用熱膏狀物至酯化區之聚酯製造系統 - Google Patents

使用熱膏狀物至酯化區之聚酯製造系統 Download PDF

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Description

使用熱膏狀物至酯化區之聚酯製造系統
本發明係關於一種製造熔融相聚酯之系統。在另一態樣中，本發明係關於一種使用需要極少冷卻或不需要冷卻之含反應物膏狀物的酯化系統。
熔融相聚合可用於製造多種聚酯，諸如聚對苯二甲酸乙二醇酯(PET)。PET廣泛用於飲料容器、食品容器及其他容器中以及用於合成纖維及樹脂中。方法技術之進展以及增加之需求已導致製造及出售PET之日益具競爭性的市場。因此，需要一種製造PET之低成本、高效率方法。
一般而言，熔融相聚酯製造設施(包括用於製造PET之彼等設施)使用酯化階段及聚縮合階段。在酯化階段中，使聚合物原料(亦即，反應物)轉化成聚酯單體及/或寡聚物。在聚縮合階段中，使離開酯化階段之聚酯單體轉化成具有所要最終鏈長之聚合物產物。
在大多數習知熔融相聚酯製造設施中，酯化係於一或多個諸如連續攪拌槽式反應器(CSTR)之機械攪動反應器中進行。然而，CSTR及其他機械攪動反應器具有許多可導致總體聚酯製造設施之資金、操作及/或維護成本增加的缺陷。舉例而言，通常與CSTR相關之機械攪動器及各種控制設備係複雜、昂貴的，且可能需要大量維護。另外，習知CSTR頻繁使用佔用一部分反應器內部體積之內部熱交換管。為補償有效反應器體積之損失，具有內部熱交換管 之CSTR需要較大總體積，此使得資金成本增加。另外，通常與CSTR相關之內部熱交換線圈可不利地干擾容器內反應介質之流型，進而導致轉化率損失。為增加產物轉化率，許多習知聚酯製造設施已使用多個串聯操作之CSTR，其進一步增加資金成本與操作成本。
因此，需要一種使資金、操作及維護成本最小化同時使產物轉化率最大化之高效率聚酯方法。
在本發明之一實施例中，提供一種包含下列步驟之方法：(a)自蒸餾區製造含醇液體；(b)將含醇液體之至少一部分與酸之固體粒子混合以藉此提供膏狀物；(c)將該膏狀物與再循環液體組合以藉此提供酯化饋料；及(d)在酯化區中使酯化饋料之至少一部分經受酯化，其中該膏狀物在與再循環液體組合時之溫度比含醇液體在離開蒸餾區時之溫度冷至多150℃。
在本發明之另一實施例中，提供一種包含下列步驟之方法：(a)在界定於殼管式熱交換器之管內的第一酯化區中使包含對苯二甲酸及乙二醇之酯化饋料經受酯化以藉此製造具有至少約50%轉化率之第一產物；(b)在界定於脫離容器內之脫離區中使第一產物之至少一部分經受氣/液分離以藉此製造第二液體產物及第二蒸氣產物，其中該第二液體產物具有高於第一產物之轉化率；(c)在蒸餾區中使第二蒸氣產物之至少一部分經受蒸餾分離以藉此製造第三蒸氣產物及第三液體產物，其中該第三蒸氣產物包含至少約50莫 耳%之水且該第三液體產物包含至少約50莫耳%之乙二醇；(d)將第三液體產物之至少一部分與對苯二甲酸之固體粒子混合以藉此提供膏狀物；及(e)將膏狀物之至少一部分與再循環液體組合以藉此提供組合流，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度比該第三液體在離開蒸餾區時之溫度冷至多150℃，其中該再循環液體包含第二液體產物之至少一部分，其中該酯化饋料包含組合流之至少一部分。
本發明之某些實施例係參考附隨圖式於下文中詳細描述。
本發明可在能夠自多種起始物質製造多種聚酯之熔融相聚酯製造設施中使用。如本文所用之術語"聚酯"亦包括聚酯衍生物，諸如聚醚酯、聚酯醯胺及聚醚酯醯胺。可根據本發明製造之熔融相聚酯之實例包括(但不限於)：聚對苯二甲酸乙二醇酯(PET)之均聚物及共聚物；PETG(經1,4-環己烷-二甲醇(CHDM)共聚單體改質之PET)；完全芳族或液晶聚酯；生物可降解聚酯，諸如包含丁二醇、對苯二甲酸及己二酸殘基之彼等聚酯；聚(對苯二甲酸環己烷-二亞甲酯)均聚物及共聚物；及CHDM與環己烷二甲酸或環己烷二甲酸二甲酯之均聚物及共聚物。
在本發明之一實施例中，使包含至少一種醇及至少一種酸之聚酯起始物質在製程之初始階段經受酯化。酸起始物質可為二羧酸，以使得最終聚酯產物包含至少一個具有約 4至約15個或8至12個範圍內之碳原子的二羧酸殘基。適用於本發明之二羧酸之實例可包括(但不限於)：對苯二甲酸、鄰苯二甲酸、間苯二甲酸、萘-2,6-二甲酸、環己烷二甲酸、環己烷二乙酸、二苯基-4,4'-二甲酸、二苯基-3,4'-二甲酸、2,2-二甲基-1,3-丙二醇、二甲酸、丁二酸、戊二酸、己二酸、壬二酸、癸二酸及其混合物。在一實施例中，酸起始物質可為相應酯，諸如替代對苯二甲酸之對苯二甲酸二甲酯。
醇起始物質可為二醇，以使得最終聚酯產物可包含至少一個二醇殘基，諸如源自具有約3至約25個範圍內之碳原子或6至20個範圍內之碳原子之環脂族二醇的彼等二醇殘基。合適之二醇可包括(但不限於)：乙二醇(EG)、二乙二醇、三乙二醇、1,4-環己烷-二甲醇、丙烷-1,3-二醇、丁烷-1,4-二醇、戊烷-1,5-二醇、己烷-1,6-二醇、新戊二醇、3-甲基戊二醇-(2,4)、2-甲基戊二醇-(1,4)、2,2,4-三甲基戊二醇-(1,3)、2-乙基己二醇-(1,3)、2,2-二乙基丙二醇-(1,3)、己二醇-(1,3)、1,4-二(羥基乙氧基)-苯、2,2-雙(4-羥基環己基)-丙烷、2,4-二羥基-1,1,3,3-四甲基-環丁烷、2,2,4,4-四甲基-環丁二醇、2,2-雙(3-羥基乙氧基苯基)-丙烷、2,2-雙(4-羥基-丙氧基苯基)-丙烷、異山梨醇(isosorbide)、氫醌、BDS-(2,2-(磺醯基雙)4,1-伸苯氧基))雙(乙醇)及其混合物。
另外，在一實施例中，起始物質可包含一或多種共聚單體。合適之共聚單體可包括(例如)：包含對苯二甲酸、對 苯二甲酸二甲酯、間苯二甲酸、間苯二甲酸二甲酯、二甲基-2,6-萘二甲酸酯、2,6-萘-二甲酸、乙二醇、二乙二醇、1,4-環己烷-二甲醇(CHDM)、1,4-丁二醇、聚丁二醇、反DMCD、偏苯三酸酐、環己烷-1,4二甲酸二甲酯、十氫萘-2,6二甲酸二甲酯、十氫萘二甲醇、十氫萘2,6-二甲酸酯、2,6-二羥甲基-十氫萘、氫醌、羥基苯甲酸及其混合物之共聚單體。
根據本發明之一實施例，可在製程內之一或多個位置處將一或多種添加劑添加至起始物質、聚酯及/或聚酯前驅體中。合適之添加劑可包括(例如)：三官能或四官能共聚單體，諸如偏苯三酸酐、三羥甲基丙烷、苯四甲酸二酐、異戊四醇或其他多元酸或多元醇；交聯劑或分枝劑；著色劑；調色劑；顏料；碳黑；玻璃纖維；填充劑；抗衝擊改質劑；抗氧化劑；UV吸收化合物及氧清除化合物。
一般而言，根據本發明之一實施例之聚酯製造製程可包含兩個主要階段。第一階段使起始物質(本文中亦稱作"原料"或"反應物")反應成單體及/或寡聚物。第二階段使單體及/或寡聚物進一步反應成最終聚酯產物。
若進入第一階段之起始物質包括酸端基，諸如對苯二甲酸或間苯二甲酸，則第一階段係稱作酯化。若起始物質具有甲基端基，諸如對苯二甲酸二甲酯或間苯二甲酸二甲酯，則第一階段係稱作酯交換或酯基轉移。為簡單起見，如本文所用之術語"酯化"包括酯化反應與酯交換反應兩者。根據本發明之一實施例，酯化可在約220℃至約 300℃、或約235℃至約290℃、或245℃至280℃範圍內之溫度下及小於約25 psig之壓力或約1 psig至約10 psig或2 psig至5 psig範圍內之壓力下發生。在一實施例中，離開酯化階段之單體及/或寡聚物之平均鏈長可小於約25，可為約1至約20或5至15。
製程之第二階段可稱作聚縮合階段。該聚縮合階段可為單步製程或可分成預聚縮合(或預聚合)步驟及最終(或末道)聚縮合步驟。一般而言，較長鏈聚合物可經由多階段聚縮合製程來製造。聚縮合階段可在約220℃至約350℃或約240℃至約320℃範圍內之溫度下及低氣壓(例如真空)壓力下進行。當聚縮合係以兩階段製程進行時，預聚合(或預聚物)反應器可使離開酯化階段之單體轉化成具有約2至約40、約5至約35或10至30範圍內之平均鏈長的寡聚物。末道反應器接著使寡聚物/聚合物混合物轉化成具有所要平均鏈長之最終聚合物產物。
根據本發明之一實施例，酯化階段可在包含至少一個酯化區及至少一個蒸餾區之酯化系統中進行。在酯化區中，使反應物經受酯化以藉此製造蒸氣副產物及含有聚酯單體及/或寡聚物之液體產物。離開酯化區之液體產物的產物部分可離開酯化系統以供下游處理，同時可使離開酯化區之液體產物之再循環部分再循環回酯化區之入口。可將離開酯化區之至少一部分蒸氣副產物導引至蒸餾區，其中蒸氣副產物之水與醇組份可被分離。可將離開蒸餾區之一部分經分離醇與固體酸粒子組合以產生一膏狀物，接著可將 該膏狀物添加至離開酯化區之液體產物的再循環部分中。接著可在接收額外量之反應物及/或添加劑之後，將所得組合流再引入酯化區中。
在本發明之一實施例中，至少一部分酯化區可由對其中所處理之反應介質之液相施加極少或無施加機械攪動之設備來界定。儘管酯化區中所處理之反應介質之液相可因流經界定該酯化區之設備而稍受攪動，但在本發明之一實施例中，酯化區中所處理之液相反應介質小於約50%、小於約25%、小於約10%、小於約5%或0%之攪動係由機械攪動提供。此與在極度機械攪動之條件下一或多個連續攪拌槽式反應器(CSTR)中所進行之習知酯化製程形成直接對比。
如下文進一步詳細討論，本發明可使用簡單、可靠且便宜之設備以進行酯化。舉例而言，在本發明之一實施例中，至少一部分酯化區可界定被在簡單、可靠且相對便宜之加熱器(諸如殼管式熱交換器)內。另外，在另一實施例中，至少一部分酯化區可被界定於簡單、可靠且相對便宜之非攪動式酯化容器內。
現參見圖1，根據本發明之一實施例所安裝之酯化系統10如所說明一般包含熱交換器12、酯化容器14、蒸餾塔16、再循環迴路18及膏狀物槽50。一般而言，酯化系統10中所進行之製程包括下列主要步驟：(1)將酯化饋料引入熱交換器12中；(2)在熱交換器12中加熱且部分酯化該酯化饋料；(3)將來自熱交換器12之至少一部分經加熱及經部分酯化之產物引入酯化容器14中；(4)在酯化容器14中進一步酯 化來自熱交換器12之經部分酯化之產物；(5)在酯化容器14中使液體產物與蒸氣副產物分離；(6)將來自酯化容器14之至少一部分蒸氣副產物引入蒸餾塔16中；(7)在蒸餾塔16中將蒸氣副產物分離成主要塔頂水流及主要塔底醇流；(8)在膏狀物槽50中將至少一部分主要塔底醇流與固體酸粒子組合以形成膏狀物；(9)經由再循環迴路18將來自酯化容器14之液體產物之再循環部分導引回熱交換器12;(10)在液體產物之再循環部分流經再循環迴路18時，將新鮮醇、添加劑及/或來自膏狀物槽50之膏狀物加入其中；及(11)自酯化容器14抽出液體產物之產物部分以供進一步下游處理。
如上文所指示，酯化可在酯化系統10之熱交換器12與酯化容器14兩者中進行。由於酯化可在熱交換器12與酯化容器14兩者中進行，因此設備之該等部件的每一者均可稱作各自界定"酯化區"之一部分的"酯化反應器"。然而，由於熱交換器12之額外功能在於可加熱其中所處理之反應介質，因此熱交換器12亦可稱作界定"加熱區"之"加熱器"。另外，由於酯化容器14之額外功能在於可促進氣/液脫離，因此酯化容器14亦可稱作界定"脫離區"之"脫離容器"。現將更詳細地描述圖1所說明之酯化系統10的組態及操作。
再次參見圖1，經由再循環管道100輸送更詳細討論於下文中之再循環液體產物流。如圖1所說明，可將下列物質添加至流經再循環管道100之再循環液體產物流中：(a)經由管道104引入之新鮮醇，(b)經由管道106引入之一或多種添加劑，及(c)經由管道108引入之下文進一步詳細討論之 含酸膏狀物。在另一實施例中，可將管道104及/或106中之物流的至少一部分添加至管道114中之離開酯化容器14之物流中，其將於下文詳細討論。在另一實施例中，可將管道104及/或106中之物流的至少一部分直接引入尚待討論之再循環泵40中。管道104中之新鮮醇及管道108中之含酸膏狀物之酸可分別為如上文討論適用作本發明系統中之起始物質的醇及酸中之任一者。根據一實施例，醇可為乙二醇且酸可為對苯二甲酸。管道106中之一或多種添加劑可為如上文討論適用於本發明系統的添加劑中之任一者。
一般而言，添加至再循環管道100中之再循環流中之醇及含酸膏狀物的量可為提供所要產率及所要醇酸比所必需之任何量。在本發明之一實施例中，離開再循環管道100之酯化饋料流的醇酸莫耳比係在約1.005:1至約10:1、約1.01:1至約8:1或1.05:1至6:1之範圍內。
可經由饋料管道110將離開再循環管道100之組合流作為酯化饋料引入熱交換器12之入口22中。在熱交換器12中，將酯化饋料/反應介質加熱且使其處於酯化條件下。根據本發明之一實施例，熱交換器12之入口22與出口24之間的反應介質之溫度增加可為至少約50℉、至少約75℉或至少85℉。一般而言，進入熱交換器12之入口22的酯化饋料之溫度可在約220℃至約260℃、約230℃至約250℃或235℃至245℃之範圍內。一般而言，離開熱交換器12之出口24的酯化產物之溫度可在約240℃至約320℃、約255℃至約300℃或275℃至290℃之範圍內。可將熱交換器12中之反應 介質維持在約5至約50 psig、約10至約35 psig或15至25 psig範圍內之壓力下。
如先前所討論，熱交換器12亦可視為酯化反應器，此係因為流經其之至少一部分反應介質可經歷酯化。根據本發明所進行之酯化的量可依據"轉化率"來量化。如本文所用之術語"轉化率"係用於描述已經受酯化之物流液相的特性，其中酯化流之轉化率表示已轉化(亦即，酯化)成酯基之原始酸端基的百分率。轉化率可量化為經轉化端基(亦即，醇端基)之數目除以端基(亦即，醇加上酸端基)之總數，以百分率表示。儘管本文中使用轉化率，但應瞭解，描述化合物所包含之單體單元平均數目的平均鏈長亦可同樣適於描述本發明之物流的特徵。
根據一實施例，在熱交換器12中所進行之酯化反應可使入口22與出口24之間反應介質的轉化率增加至少約5、至少約10、至少約15、至少約20、至少約30或至少約50個百分點。一般而言，引入熱交換器12之入口22中之酯化饋料流具有小於約90%、小於約75%、小於約50%、小於約25%、小於約10%或小於5%之轉化率，而離開熱交換器12之出口24之酯化產物流具有至少約50%、至少約60%、至少約70%、至少約75%、至少約80%、至少約85%、至少約95%或至少98%之轉化率。
在本發明之一實施例中，熱交換器12中所進行之酯化反應係在相對於習知酯化製程而言顯著縮短之滯留時間下發生。舉例而言，流經熱交換器12之反應介質的平均滯留時 間可小於約60分鐘、小於約45分鐘、小於約35分鐘或小於20分鐘。此相對短之滯留時間甚至可在高商業規模產率下達成。因此，在一實施例中，產物流以至少約10,000磅/小時(lb/h)、至少約25,000 lb/h、至少約50,000 lb/h、至少約100,000 lb/h或至少200,000 lb/h之流動速率離開熱交換器12之出口24。
現轉向熱交換器12之特定組態。根據本發明之一實施例，熱交換器12可為水平伸長之殼管式熱交換器。經熱交換器12之內部流動通道可由當將反應介質加熱及酯化時其所流經之熱交換管來界定。此內部流動通道可視為酯化系統10之"第一酯化區"。一般而言，經熱交換器之內部流動通道的合計體積可在約10至約1,500立方呎(ft3 )、約100至約800 ft3 或200至600 ft3 之範圍內。個別熱交換管之平均內徑可小於約4吋，或在約0.25至約3吋或0.5至2吋之範圍內。
如圖1所示，經加溫之傳熱介質(HTM)流可進入熱交換器12之殼側且至少部分地環繞至少一部分熱交換管以加熱流經其之反應介質。在本發明之一實施例中，與熱交換器12中之反應介質的加熱相關之傳熱係數可在約0.5至約200 BTU/小時．℉．平方呎(BTU/h．℉．ft2 )、約5至約100 BTU/h．℉．ft2 或10至50 BTU/h．℉．ft2 之範圍內。經傳遞至熱交換器12中之反應介質之熱的總量可在約100至約5,000 BTU/磅反應介質(BTU/lb)、約400至約2,000 BTU/lb或600至1,500 BTU/lb之範圍內。
如圖1所描繪，可經由管道112將經由出口24離開熱交換器12之經部分酯化產物輸送至酯化容器14。可經由流體入口26將管道112中之經部分酯化流引入酯化容器14之內部體積中。如先前所討論，在酯化容器14中，使經部分酯化流經受進一步酯化及相分離。因此，界定於酯化容器內之內部體積可視為"第二酯化區"及/或"脫離區"。一般而言，酯化容器14中之反應介質大體上水平流經內部體積。當反應介質自流體入口26流走且經歷酯化時，蒸氣副產物逸出液相且一般在液相上方流動。經分離之液體產物可經由液體出口28離開酯化容器14，而經分離之蒸氣副產物可經由蒸氣出口30離開酯化容器14。
酯化容器14中所進行之酯化反應可增加其中所處理之反應介質的轉化率，因此離開液體出口28之液體產物具有比進入流體入口26之流體流的轉化率高出至少約1個百分點、至少約2個百分點或至少5個百分點之轉化率。一般而言，離開酯化容器14之液體出口28之液體產物可具有至少約80%、至少約85%、至少約90%、至少95%或至少約98%之轉化率。
在酯化容器14中所達成之轉化率可在相對短之滯留時間期間且在極少或無熱輸入之情況下而發生。舉例而言，酯化容器14中反應介質之平均滯留時間可小於約200分鐘、小於約60分鐘、小於約45分鐘、小於約30分鐘或小於15分鐘。另外，轉移至酯化容器14中之反應介質之熱的量可小於約100 BTU/磅反應介質(BTU/lb)、小於約20 BTU/lb、小 於約5 BTU/lb或小於1 BTU/lb。
在以最小或無熱輸入酯化容器14中之情況下，離開酯化容器14之液體出口28之液體產物的平均溫度可在經由流體入口26進入酯化容器14之流體平均溫度的約50℃、約30℃、約20℃或15℃內。一般而言，離開酯化容器14之液體出口28之液體產物的平均溫度可在約220℃至約320℃、約240℃至約300℃或約250℃至約275℃之範圍內。
現轉向酯化容器14之特定組態。在圖1所說明之實施例中，酯化容器14為大體上空的、非攪動式、非加熱式、一般為圓筒形、水平伸長之容器。酯化容器14可具有小於約10:1，在約1.25:1至約8:1、約1.5:1至約6:1或2:1至4.5:1範圍內之長度與直徑(L:D)比。在一實施例中，流體入口26、液體出口28及蒸氣出口30以提供充分酯化且增強蒸氣、液體及泡沫相脫離/分離之方式彼此間隔。舉例而言，液體出口28及蒸氣出口30可與流體入口26水平間隔至少約1.25D、至少約1.5D或至少2.0D。另外，液體出口28與蒸氣出口30可彼此垂直間隔至少約0.5D、至少約0.75D或至少0.95D。
如圖1所說明，酯化容器14可包含有助於將饋料有效分布至酯化容器14之流體分布器32。在圖1所說明之實施例中，流體分布器簡單為具有向下彎曲末端之大體上水平延伸之管，該末端界定具有面向下定向之流體入口26。或者，流體分布器32可在酯化容器14中之多個水平間隔位置處界定複數個用於排出經部分酯化饋料之開口。在本發明 之一實施例中，當反應介質大體上水平穿過酯化容器14時，將酯化容器14中該反應介質之平均深度維持在小於約0.75D、小於約0.50D、小於約0.25D或小於0.15D。
如圖1所示，在進入酯化容器14後，離開流體分布器32之反應介質即可隨著蒸氣氣泡與反應介質之液體部分脫離而開始起泡。一般而言，隨著蒸氣與反應介質之液相脫離，泡沫製造可沿酯化容器14之長度減少，使得在一實施例中大體上無泡沫離開酯化容器14之液體出口28及/或蒸氣出口30。
為幫助確保大體上無泡沫離開酯化容器14之蒸氣出口30，可在酯化容器14中使用向下延伸之隔板34。隔板34一般可安置於酯化容器14之流體入口26與蒸氣出口30之間，但與流體入口26相比更接近蒸氣出口30。隔板34可自最接近蒸氣出口30之酯化容器14頂部向下延伸且可用於實體阻斷泡沫(若存在)朝蒸氣出口30流動。在本發明之一實施例中，隔板34可呈現與酯化容器14底部垂直間隔至少約0.25D、至少約0.5D或至少0.75D之底部邊緣。在圖1所說明之實施例中，隔板包括向下延伸部分36及側向延伸部分38。向下延伸部分36可自最接近蒸氣出口30之位置向下延伸，而側向延伸部分38可自向下延伸部分36之底端橫向延伸至一般處於蒸氣出口30下方之位置。
界定於酯化容器14內之總內部體積可視許多因素而定，該等因素包括(例如)酯化系統10之總體流體動力學需求。在本發明之一實施例中，酯化容器14之總內部體積可為如 下文進一步詳述之再循環迴路18之總內部體積的至少約25%、至少約50%、至少約75%、至少約100%或至少150%。在本發明之另一實施例中，酯化容器14之總內部體積可為再循環迴路18、熱交換器12內之流動通道及產物管道112之合計內部體積的至少約25%、至少約50%、至少約75%或至少150%。
再次參見圖1，液體酯產物可離開酯化容器14之液體出口28且其後可被引入再循環迴路18中。再循環迴路18界定一自酯化容器14之液體出口28至熱交換器12之入口22之流動通道。再循環迴路18一般包含液體產物管道114、再循環泵40、泵排出管道116、再循環管道100、減壓器20及饋料管道110。自酯化容器14排出之液體酯產物最初可經產物管道114流至再循環泵40之吸入口。離開泵40之物流可穿過泵排出管道116且其後分成經由酯產物管道118輸送之產物部分及經由再循環管道100輸送之再循環部分。可進行離開泵40之物流的分流以使得管道100中再循環部分之質量流動速率與管道118中產物部分之質量流動速率的比率可在約0.25:1至約30:1、約0.5:1至約20:1或2:1至15:1之範圍內。如先前所討論，管道100中之再循環部分在經由管道104添加新鮮醇、經由管道106添加添加劑及/或經由管道108添加含酸膏狀物之後最終可用作熱交換器12之饋料。
可將管道118中之液體酯產物之產物部分導引至下游位置以供進一步處理、儲存或其他用途用。在一實施例中，可在第二酯化區中使管道118中之至少一部分產物部分經 受進一步酯化。在另一實施例中，可在下游聚縮合區中使管道118中之至少部分產物部分經受聚縮合作用。
如圖1所說明，可將經由管道120離開酯化容器14之蒸氣出口30的蒸氣流導引至蒸餾塔16之流體入口42。管道120中之蒸氣副產物流可包含水及醇。在蒸餾塔16中可使水與醇彼此大體上分離以藉此產生經由塔頂出口44離開蒸餾塔16之主要塔頂水蒸氣流及經由下部出口46離開蒸餾塔16之主要塔底醇液體流。蒸餾塔16可為能夠基於饋料流各組份之相對揮發性使物流分離成主要蒸氣塔頂產物及主要液體塔底產物的任何器件。蒸馏塔16可包含內部零件，諸如塔盤、隨機填料、結構化填料或其任何組合。
根據本發明之一實施例，經由塔頂出口44離開蒸餾塔16之主要塔頂水蒸氣流可包含至少約50莫耳%、至少約60莫耳%或至少75莫耳%之水。可經由管道122將自蒸餾塔16之出口44排出之塔頂蒸氣產物導引至後續處理、儲存或處置，諸如廢水處理單元或使用(例如)焚化之處置構件。
經由下部出口46離開蒸餾塔16之主要塔底醇液體流可包含至少約50莫耳%、至少約60莫耳%或至少75莫耳%之醇(例如乙二醇)。在本發明之一實施例中，自蒸餾塔16之下部出口46抽出之主要醇流可具有至少約150℃。在約175℃至約250℃或190℃至230℃範圍內之溫度及在約0.25 psig至約50 psig、約0.5 psig至約35 psig或1 psig至25 psig範圍內之壓力。如圖1所示，可在管道124中輸送自蒸餾塔之下部出口46排出之液體流且隨後將其分成管道126中載運之第 一含醇部分及管道102中載運之第二含醇部分。可以使管道102中含醇流之第二部分的質量流動速率可為管道124中液體產物之質量流動速率之至少約25%、至少約50%或至少75%之方式使來自管道124之經分離液體流分流。接著可將管道126中之第一含醇部分導引至下游以供進一步處理、儲存及/或再一用。
在本發明之一實施例中，可將管道102中之至少一部分第二含醇流與固體酸粒子混合以形成先前所討論之含酸膏狀物。固體酸粒子可為如上文討論適用作本發明系統中之起始物質之酸中的任一者。為使含酸膏狀物之最終特性(例如黏度)最優化，如圖2所示，可經由間接熱交換構件48來冷卻管道102中之含醇流。間接熱交換構件48可為此項技術中已知之能夠使管道102中含醇流之溫度自離開蒸餾塔16時該流之溫度降低約25℃至約150℃或約50℃至約100℃之範圍的任何熱交換構件。一般而言，管道128中經冷卻含醇流之溫度可在80℃至170℃、約90℃至約150℃或100℃至125℃之範圍內。
回頭參見圖1，管道128中之經冷卻含醇流進入膏狀物槽50之流體入口52。可經由上部酸入口54將管道130中之固體酸粒子(亦即，對苯二甲酸之粒子)引入膏狀物槽50中。機械攪動器58將固體酸粒子與含醇流充分混合以製造包含約30至約99重量%範圍內之固體、約50至約90重量%之固體或55至85重量%之固體的膏狀物。具有約80℃至約170℃、約90℃至約150℃或100℃至125℃範圍內之溫度的 熱膏狀物離開膏狀物槽50之下部膏狀物出口56且進入管道108。在一實施例中，酯化系統10可使用溫度控制系統60以確保管道108中之熱膏狀物維持於適當溫度下。溫度控制系統60可具可操作性以藉由調整由間接熱交換構件48提供給管道128中之含醇流之冷卻量來改變管道108中熱膏狀物之溫度。舉例而言，若管道108中熱膏狀物之溫度高於所要溫度，則溫度指示器62發送信號64至間接熱交換構件48，其隨後增加提供給管道102中之含醇流之冷卻量以藉此最終降低管道108中熱膏狀物之溫度。
如圖1所說明，可將管道108中之熱膏狀物添加至額外醇及添加劑注射點下游之再循環迴路18中。另外，可有利地將膏狀物引入再循環管道100之頂端部分中以在固體酸反應物下降至再循環流中時加速其溶解。再循環流中聚酯單體及/或寡聚物之存在亦可增強添加至再循環管道100中之固體酸粒子的溶解。在本發明之一實施例中，再循環管道100中之物流可具有約1至約20、約2至約18或5至15範圍內之平均鏈長。
習知酯化系統需要在引入再循環酯產物流中之前大體上冷卻含酸膏狀物。然而，根據本發明之一實施例，當與再循環管道100中流經管道116之再循環酯化產物流組合時，含酸膏狀物之溫度比醇流自蒸餾塔16之下部出口46抽出時之溫度冷至少約25℃、至少約40℃或至少50℃，但冷至多約100℃、至多約75℃、至多60℃。在一實施例中，當與再循環管道100中之再循環酯產物流組合時，含酸膏狀物之 溫度係在約80℃至約170℃、約90℃至約150℃或100℃至135℃之範圍內。
數值範圍
本說明書使用數值範圍以量化與本發明相關之某些參數。應瞭解，當提供數值範圍時，該等範圍被視為提供對僅列舉範圍下限值之請求項限制以及僅列舉範圍上限值之請求項限制的文字支持。舉例而言，所揭示之10至100之數值範圍提供對列舉"大於10"(無上限)之請求項及列舉"小於100"(無下限)之請求項的文字支持。
定義
如本文所用之術語"一"及"該"意謂一或多個。
如本文所用之術語"攪動"係指耗散於反應介質中引起流體流動及/或混合之操作。
如本文所用之術語"及/或"當在兩個或兩個以上項目之清單中使用時意謂可單獨使用所列項目中之任一者或可使用所列項目中之兩者或兩者以上之任何組合。舉例而言，若組合物描述為含有組份A、B及/或C，則該組合物可含有單獨A；單獨B；單獨C；組合之A及B；組合之A及C；組合之B及C；或組合之A、B及C。
如本文所用之術語"包含"為用於自術語前所列舉之主題過渡至術語後所列舉之一或多個元件的開放式過渡術語，其中過渡術語後所列之該或該等元件並非必需為構成該主題之唯一元件。
如本文所用之術語"含有"具有與下文所提供之"包含"相 同之開放式含義。
如本文所用之術語"蒸餾分離"係指基於正經分離之各物質的相對揮發性使一或多種化學物質與一或多種其他化學物質分離。
如本文所用之術語"具有"具有與上文所提供之"包含"相同之開放式含義。
如本文所用之術語"包括"具有與上文所提供之"包含"相同之開放式含義。
如本文所用之術語"機械攪動"係指藉由與反應介質相抵或在反應介質內實體移動硬性或可撓性元件而引起之反應介質的攪動。
如本文所用之術語"反應介質"係指經受化學反應之任何介質。
如本文所用之術語"殘基"係指在特定反應流程或後續調配物或化學產物中之化學物質的所得產物部分，而不論該部分是否實際上係自該化學物質而獲得。
申請請利範圍不限於所揭示之實施例
上文所述本發明之較佳形式僅用作說明，且不應以限制性含義用以解釋本發明之範疇。在不脫離本發明之精神的情況下，熟習此項技術者可易於對上文所陳述之例示性實施例進行修改。
本發明者在此聲明其依據均等論(Doctrine of Equivalents)以確定並評估當係關於本質上不脫離但處於如以下申請專利範圍所陳述之本發明文字範疇以外的任何裝 置時本發明之合理公平範疇之目的。
10‧‧‧酯化系統
12‧‧‧熱交換器
14‧‧‧酯化容器
16‧‧‧蒸餾塔
18‧‧‧再循環迴路
22‧‧‧熱交換器入口
24‧‧‧熱交換器出口
26‧‧‧流體入口
28‧‧‧液體出口
30‧‧‧蒸氣出口
32‧‧‧流體分布器
34‧‧‧隔板
36‧‧‧向下延伸部分
38‧‧‧側向延伸部分
40‧‧‧再循環泵
42‧‧‧流體入口
44‧‧‧塔頂出口
46‧‧‧下部出口
48‧‧‧間接熱交換構件
50‧‧‧膏狀物槽
52‧‧‧流體入口
54‧‧‧上部酸入口
56‧‧‧下部膏狀物出口
58‧‧‧機械攪動器
60‧‧‧溫度控制系統
62‧‧‧溫度指示器
64‧‧‧信號
100‧‧‧再循環管道
102‧‧‧管道
104‧‧‧管道
106‧‧‧管道
108‧‧‧管道
110‧‧‧饋料管道
112‧‧‧產物管道
114‧‧‧液體產物管道
116‧‧‧泵排出管道
118‧‧‧酯產物管道
120‧‧‧管道
122‧‧‧管道
124‧‧‧管道
126‧‧‧管道
128‧‧‧管道
130‧‧‧管道
圖1為根據本發明之一實施例組態且適用於熔融相聚酯製造設施之酯化系統的示意圖。
10‧‧‧酯化系統
12‧‧‧熱交換器
14‧‧‧酯化容器
16‧‧‧蒸餾塔
18‧‧‧再循環迴路
22‧‧‧熱交換器入口
24‧‧‧熱交換器出口
26‧‧‧流體入口
28‧‧‧液體出口
30‧‧‧蒸氣出口
32‧‧‧流體分布器
34‧‧‧隔板
36‧‧‧向下延伸部分
38‧‧‧側向延伸部分
40‧‧‧再循環泵
42‧‧‧流體入口
44‧‧‧塔頂出口
46‧‧‧下部出口
48‧‧‧間接熱交換構件
50‧‧‧膏狀物槽
52‧‧‧流體入口
54‧‧‧上部酸入口
56‧‧‧下部膏狀物出口
58‧‧‧機械攪動器
60‧‧‧溫度控制系統
62‧‧‧溫度指示器
64‧‧‧信號
100‧‧‧再循環管道
102‧‧‧管道
104‧‧‧管道
106‧‧‧管道
108‧‧‧管道
110‧‧‧饋料管道
112‧‧‧產物管道
114‧‧‧液體產物管道
116‧‧‧泵排出管道
118‧‧‧酯產物管道
120‧‧‧管道
122‧‧‧管道
124‧‧‧管道
126‧‧‧管道
128‧‧‧管道
130‧‧‧管道

Claims (34)

  1. 一種聚酯之製造方法，其包含：(a)自蒸餾區製造含醇液體；(b)將該含醇液體之至少一部分與酸之固體粒子混合以藉此提供膏狀物；(c)將該膏狀物與來自酯化區的再循環液體組合以藉此提供酯化饋料；及(d)在酯化容器之酯化區中使該酯化饋料之至少一部分經受酯化以形成酯化產物，並在水平伸長之酯化容器所限定的脫離區中使該酯化產物之至少一部分經受氣/液分離，以藉此製造第一液體產物及第一蒸氣產物，並將該第一蒸氣之至少一部分引入該蒸餾區中，且使該第一蒸氣部分分離成第二蒸氣流及該含醇液體；其中該含醇液體在約175至約250℃範圍內之溫度下離開該蒸餾區，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度係在80℃至約170℃之範圍內，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度比該含醇液體離開該蒸餾區時之溫度冷至多150℃。
  2. 如請求項1之方法，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度比該含醇液體離開該蒸餾區時之溫度冷至少25℃。
  3. 如請求項1之方法，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度比該含醇液體離開該蒸餾區時之溫度冷至多 100℃。
  4. 如請求項1之方法，其中該含醇液體在190℃至230℃範圍內之溫度下離開該蒸餾區，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度係在90℃至約150℃之範圍內，其中該酯化係在220℃至300℃範圍內之溫度下進行。
  5. 如請求項1之方法，其進一步包含在步驟(b)之該混合前冷卻該含醇液體。
  6. 如請求項1之方法，其中該冷卻包括使該含醇液體之溫度降低約25℃至約150℃。
  7. 如請求項5之方法，其中該冷卻包括使該含醇液體之溫度降低約50℃至約100℃而降至90至150℃範圍內之溫度。
  8. 如請求項1之方法，其中該膏狀物包含約50至約95重量%範圍內之該等固體。
  9. 如請求項1之方法，其中該再循環液體有助於該膏狀物之溶解。
  10. 如請求項1之方法，其中該再循環液體具有約2至約18範圍內之平均鏈長。
  11. 如請求項1之方法，其中該醇為二醇且該酸為二酸。
  12. 如請求項1之方法，其中該醇為乙二醇且該酸為對苯二甲酸。
  13. 如請求項1之方法，其中具有至少約50%之轉化率的酯化產物係自該酯化區製造。
  14. 如請求項13之方法，其中該再循環液體包含該酯化產物 之至少一部分。
  15. 如請求項1之方法，其中該酯化區之至少一部分係界定於熱交換器內。
  16. 如請求項15之方法，其中該熱交換器包含至少部分由傳熱介質環繞之管，其中酯化區係至少部分地界定於該等管內。
  17. 如請求項1之方法，其進一步包含視情況攪動該酯化區中之該反應介質，其中小於約50%之該攪動係由機械攪動提供。
  18. 如請求項1之方法，其中該再循環液體包含該第一液體產物之至少一部分。
  19. 如請求項1之方法，其中進一步酯化係於該脫離區中進行以使得該第一液體產物之轉化率比該酯化產物之轉化率高至少1個百分點。
  20. 如請求項19之方法，其中該第一液體產物具有至少約70%之轉化率。
  21. 如請求項1之方法，其進一步包含視情況攪動該脫離區中之液相，其中小於約50%之該攪動係由機械攪動提供。
  22. 如請求項1之方法，其進一步包含使該第一液體產物分離成產物部分及再循環部分，其中該再循環液體包含該再循環部分之至少一部分。
  23. 如請求項22之方法，其進一步包含使該產物部分在第二酯化區中經受進一步酯化及/或在聚縮合區中經受聚縮 合。
  24. 如請求項23之方法，其中該第二蒸氣流包含至少約50莫耳%之水且該含醇液體包含至少約50莫耳%之乙二醇。
  25. 一種聚酯之製造方法，其包含：(a)在界定於殼管式熱交換器之管內的第一酯化區中使包含對苯二甲酸及乙二醇之酯化饋料經受酯化以藉此製造具有至少約50%轉化率之第一產物；(b)在界定於脫離容器內之脫離區中使該第一產物之至少一部分經受氣/液分離以藉此製造第二液體產物及第二蒸氣產物，其中該第二液體產物具有高於該第一產物之轉化率；(c)在蒸餾區中使該第二蒸氣產物之至少一部分經受蒸餾分離以藉此製造第三蒸氣產物及第三液體產物，其中該第三蒸氣產物包含至少約50莫耳%之水且該第三液體產物包含至少約50莫耳%之乙二醇；(d)將該第三液體產物之至少一部分與對苯二甲酸之固體粒子混合以藉此提供一膏狀物；(e)將該膏狀物之至少一部分與來自該第一酯化區及該脫離區之再循環液體組合以藉此提供組合流，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度比該第三液體在離開該蒸餾區時之溫度冷至多150℃，其中該再循環液體包含該第二液體產物之至少一部分，其中該酯化饋料包含該組合流之至少一部分，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度比該第三 液體在離開該蒸餾區時之溫度冷至少約25℃。
  26. 如請求項25之方法，其進一步包含在步驟(d)之該混合前冷卻該第三液體之至少一部分。
  27. 如請求項26之方法，其中該冷卻包括使該第三液體之溫度降低至少約25℃。
  28. 如請求項26之方法，其中該冷卻包括使該第三液體之溫度降低約50℃至約100℃範圍內之量。
  29. 如請求項25之方法，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度比該第三液體在離開該蒸餾區時之溫度冷至多100℃。
  30. 如請求項25之方法，其中該第三液體在190℃至230℃範圍內之溫度下離開該蒸餾區，其中該膏狀物在與該再循環液體組合時之溫度係在90℃至約150℃之範圍內，其中該酯化係在220℃至300℃範圍內之溫度下進行。
  31. 如請求項25之方法，其中該再循環液體有助於該等對苯二甲酸固體粒子之溶解。
  32. 如請求項25之方法，其中該脫離容器界定用於接收該第一產物之流體入口、用於排出該第二蒸氣產物之蒸氣出口及用於排出該第二液體之液體出口，其中該蒸氣出口及該液體出口與該流體入口水平間隔大於該脫離區之最大垂直尺寸的距離。
  33. 如請求項32之方法，其中該脫離容器具有約1.25：1至約8：1範圍內之長度與直徑比。
  34. 如請求項25之方法，其進一步包含視情況攪動該酯化區 中之酯化反應介質及/或攪動該脫離區中之脫離介質，其中該酯化區與該脫離區中總攪動之小於約50%係由機械攪動來提供。
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Families Citing this family (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7943094B2 (en) * 2006-12-07 2011-05-17 Grupo Petrotemex, S.A. De C.V. Polyester production system employing horizontally elongated esterification vessel
CN111957291B (zh) * 2020-09-27 2024-09-03 宜昌兴越新材料有限公司 酯化塔

Family Cites Families (265)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2905707A (en) 1959-09-22 Production of bis
US1422182A (en) * 1919-06-05 1922-07-11 Union Carbide Corp Treating gaseous hydrocarbon mixtures
US2361717A (en) 1940-09-12 1944-10-31 Du Pont Process for making polyamides
US2614648A (en) 1948-04-02 1952-10-21 Maloney Crawford Tank & Mfg Co Horizontal oil and gas separator
US2753249A (en) * 1950-10-06 1956-07-03 Exxon Research Engineering Co Catalytic polymerization apparatus
US2709642A (en) * 1951-12-03 1955-05-31 Exxon Research Engineering Co Chemical reactor
US2727882A (en) 1952-10-14 1955-12-20 Du Pont Process and apparatus for the continuous polymerization of bis-2-hydroxyethyl terephthalate
US2820815A (en) 1954-04-08 1958-01-21 Exxon Research Engineering Co Synthetic lubricating compositions and process for their preparation
NL198897A (zh) 1954-08-16
NL89785C (zh) 1955-02-09
US2973341A (en) * 1956-01-25 1961-02-28 Glanzstoff Ag Continuous process for production of a polyethylene terephthalate condensate
BE564025A (zh) 1957-01-17
US2829153A (en) * 1957-03-04 1958-04-01 Du Pont Continuous ester interchange process
NL221181A (zh) * 1957-09-28
US3254965A (en) * 1958-11-28 1966-06-07 Phillips Petroleum Co Polymerization control apparatus
US3113843A (en) 1959-01-27 1963-12-10 Du Pont Apparatus for separating a vapor from a viscous material such as molten polymer
US3192184A (en) * 1959-03-19 1965-06-29 Du Pont Prepolymerization process
NL255414A (zh) * 1959-08-31
DE1128657B (de) 1960-02-20 1962-04-26 Glanzstoff Ag Vorrichtung zur kontinuierlichen Polykondensation von Diolestern der Terephthalsaeure
US3052711A (en) 1960-04-20 1962-09-04 Du Pont Production of di(beta-hydroxyethyl) terephthalate
US3110547A (en) 1961-07-26 1963-11-12 Du Pont Polymerization process
US3161710A (en) 1961-07-27 1964-12-15 Du Pont Polymerization process for polyester films
GB988548A (en) * 1961-08-30 1965-04-07 Goodyear Tire & Rubber Method for preparing polyester resins
US3250747A (en) 1961-12-07 1966-05-10 Eastman Kodak Co Polyesterification in two evacuated zones separated by a liquid seal
BE632261A (zh) 1962-05-11
NL294427A (zh) * 1962-06-23
LU44479A1 (zh) 1962-09-24 1963-11-21
GB1013034A (en) 1963-01-29 1965-12-15 Goodyear Tire & Rubber Process for preparing resin
NL130338C (zh) 1963-06-11 1900-01-01
US3241926A (en) * 1963-11-15 1966-03-22 Monsanto Co Apparatus for continuously polycondensing polymethylene glycol esters of aromatic dicarboxylic acids
IL23644A (en) * 1964-06-01 1969-12-31 Monsanto Co Process and apparatus for recovery of glycols
DE1240286B (de) * 1965-01-02 1967-05-11 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlichen Emulsions-polymerisation olefinisch ungesaettigter Verbindungen
US3438942A (en) 1965-06-01 1969-04-15 Vickers Zimmer Ag Continuous polyester process
FR1450577A (fr) * 1965-06-09 1966-06-24 Rhone Poulenc Sa Nouveau réacteur étagé
NL131998C (zh) * 1965-06-09
US3442868A (en) * 1965-07-20 1969-05-06 Teijin Ltd Novel process for the preparation of polyester
GB1055918A (en) 1965-11-03 1967-01-18 Metallgesellschaft Ag A method of polycondensing bis(2-hydroxyethyl)-terephthalate and apparatus for performing the same
CH487345A (de) 1965-11-11 1970-03-15 Karl Fischer App Und Rohrleitu Verfahren zur Förderung eines dampfförmigen Stoffes und Anwendung dieses Verfahrens
US3534082A (en) 1965-12-22 1970-10-13 Du Pont Production of bis(2 - hydroxyethyl) terephthalate through ester interchange
ES337977A1 (es) 1966-03-23 1968-03-16 Fiber Industries Inc Un procedimiento para la produccion de polimeros lineales de bajo peso molecular de acido tereftalico y etilenglicol.
GB1122538A (en) 1966-03-31 1968-08-07 Fischer Karl Process for the esterification of terephthalic acid with glycols
US3496220A (en) * 1966-04-04 1970-02-17 Mobil Oil Corp Esterification process
GB1111815A (en) 1966-04-22 1968-05-01 Ici Ltd Polyester preparation
CH465875A (de) * 1966-09-16 1968-11-30 Inventa Ag Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Polyestern
US3590072A (en) * 1966-11-18 1971-06-29 Monsanto Co Method for direct esterification of terephthalic acid with ethylene glycol
US3484410A (en) * 1966-11-23 1969-12-16 Allied Chem Process for preparing polyesters with antimony catalysts
US3497473A (en) * 1966-11-29 1970-02-24 American Enka Corp Process for the preparation of polyethylene terephthalate
US3509203A (en) 1966-12-16 1970-04-28 Engels Chemiefaserwerk Veb Transesterification of dicarboxylic alkyl esters with glycols
US3639448A (en) * 1966-12-30 1972-02-01 Mitsubishi Chem Ind Process for producing bis(beta-hydroxyethyl)-terephthalate and/or prepolymer thereof
US3487049A (en) 1967-01-04 1969-12-30 Du Pont Process for producing polyethylene terephthalate
US3496159A (en) 1967-03-27 1970-02-17 Spence & Green Chem Co Esterification of fatty acids of tall oil in a horizontal distillation column and condenser
US3522214A (en) * 1967-04-13 1970-07-28 Mobil Oil Corp Process and apparatus for polymerizing liquids
GB1154538A (en) 1967-04-19 1969-06-11 Mobil Oil Corp Esterifying Viscous Reaction Mixtures
US3595846A (en) * 1967-05-02 1971-07-27 Michelin & Cie Continuous chemical reactions
US3496146A (en) * 1967-08-23 1970-02-17 Du Pont Preparation of glycol terephthalate linear polyester by direct esterification of terephthalic acid
US4020049A (en) * 1967-09-14 1977-04-26 The Goodyear Tire & Rubber Company Process for preparing polyester resin
US3551396A (en) 1968-01-05 1970-12-29 Gulf Oil Canada Ltd Continuous vinyl polymerization process
NL6809754A (zh) * 1968-04-11 1969-10-14
US3609125A (en) 1968-04-24 1971-09-28 Asahi Chemical Ind Polyesterification process and apparatus
FR1583867A (zh) 1968-05-15 1969-12-05
US3590070A (en) * 1968-06-03 1971-06-29 Celanese Corp Recycle of terephthalic acid in the production of a bis(2-hydroxyalkyl) terephthalate
US3651125A (en) * 1968-08-12 1972-03-21 Eastman Kodak Co Continuous method for formation of a liquid monomer for a condensation polymer
US3676485A (en) 1968-08-12 1972-07-11 Eastman Kodak Co Method for use in a continuous flow reaction for producing a monomer and or a protopolymer
US3646102A (en) * 1968-08-28 1972-02-29 Idemitsu Kosan Co Method for continuously preparing polycarbonate oligomer
NL160174C (nl) * 1968-12-12 1979-10-15 Snia Viscosa Inrichting voor het volumetrisch afvoeren van een viskeuze vloeistof uit een ruimte voor het continu behandelen van polymeren.
CH521400A (de) * 1969-01-24 1972-04-15 Inventa Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polylactamen
US3689461A (en) 1969-09-18 1972-09-05 Allied Chem Process for the preparation of linear condensation polyesters
US3697579A (en) 1969-09-18 1972-10-10 Allied Chem Method of esterifying a polycarboxylic acid with a glycol
DE1957458B2 (de) 1969-11-15 1973-04-19 Chemische Werke Hüls AG, 4370 Mari Vorrichtung zur kontinuierlichen durchfuehrung chemischer umsetzungen in fluessiger phase
BE759208A (fr) * 1969-11-22 1971-05-21 Basf Ag Procede de preparation continue de
GB1277376A (en) 1970-02-02 1972-06-14 Schwarza Chemiefaser A process and a device for the continuous esterification of di-carboxylic acids with alcohols
CH521302A (de) 1970-03-05 1972-04-15 Inventa Ag Verfahren zum kontinuierlichen Umestern von Dicarbonsäurealkylestern mit Diolen
US3927982A (en) 1970-03-18 1975-12-23 Du Pont Recirculating apparatus for continuous esterification reactions
US3644096A (en) * 1970-03-30 1972-02-22 Eastman Kodak Co Apparatus for use in a continuous flow reaction for producing a monomer and/or a protopolymer
US3684459A (en) 1970-08-20 1972-08-15 Phillips Fibers Corp Plug metered evaporative reaction tube
NL7016364A (zh) 1970-10-21 1972-04-25
GB1380266A (en) 1971-05-21 1975-01-08 Agfa Gevaert Process for the semi-continuous preparation of high-molecular weight linear polyesters
DE2145761C3 (de) * 1971-09-14 1978-06-15 Davy International Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zur Einführung pulverförmiger Terephthalsäure in ein Reaktionsgemisch aus teilweise mit Diolen veresterter Terephthalsäure
US3740267A (en) * 1971-09-22 1973-06-19 Allied Chem Method of cleaning apparatus used in processing polyethylene terephthalate
US3819585A (en) * 1971-09-30 1974-06-25 Monsanto Co Polyester esterification under two different pressures
GB1395551A (en) * 1971-12-29 1975-05-29 Kanebo Ltd Method of producing polyesters
DE2200832A1 (de) 1972-01-08 1973-07-12 Schwarza Chemiefaser Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von oligomeren des bis - (betahydroxyaethyl) - terephthalates
FR2168990A1 (en) 1972-01-28 1973-09-07 Schwarza Chemiefaser Bis-(beta-hydroxyethyl) terephthalate oligomers prodn - by continuous reaction in stirred still and flow tube
BE780142A (en) 1972-03-02 1972-09-04 Sandoz Sa Polyester prepn - by solid phase condensation in heated tubular reactors under vacuum with opt heated transport screws
DE2227091A1 (de) * 1972-06-03 1973-12-13 Davy Ashmore Ag Verfahren zur herstellung von hochpolymeren, insbesondere spinnfaehigen, polyestermassen
US3841836A (en) 1972-08-10 1974-10-15 Eastman Kodak Co Apparatus for the production of condensation polymers
US4100142A (en) * 1972-09-13 1978-07-11 Fiber Industries, Inc. Polyester process and product
US4019866A (en) 1973-03-05 1977-04-26 Du Pont Of Canada Limited Recirculating reaction apparatus for continuous preparation of a polyamide
GB1474524A (zh) * 1973-07-06 1977-05-25
US3927983A (en) 1973-09-19 1975-12-23 Monsanto Co Continuous staged isobaric stirred polymerization apparatus
GB1486409A (en) 1973-11-06 1977-09-21 Agfa Gevaert Process for the preparation of high-molecular weight polyesters
CA1024294A (en) * 1974-02-27 1978-01-10 Baden M. Pinney Control in preparing polyamides by continuous polymerization
US4077945A (en) * 1974-03-23 1978-03-07 Zimmer Aktiengesellschaft Process for making linear polyesters from ethylene glycol and terephthalic acid
DE2443566A1 (de) 1974-09-12 1976-04-01 Basf Ag Verfahren zum kontinuierlichen herstellen von polyamiden
DE2449162A1 (de) 1974-10-16 1976-04-22 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von linearen polyestern
DE2504258A1 (de) 1975-02-01 1976-08-05 Dynamit Nobel Ag Verfahren und apparatur zur herstellung von oligomeren alkylenterephthalaten
US4148693A (en) * 1975-02-26 1979-04-10 Williamson William R Horizontal cylindrical distillation apparatus
FR2302778A1 (fr) 1975-03-05 1976-10-01 Rhone Poulenc Ind Appareil et procede de preparation de polyesters
DE2514116C3 (de) 1975-03-29 1983-03-17 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von linearen, hochmolekularen Polybutylenterephthalaten
JPS51127031A (en) * 1975-04-23 1976-11-05 Fuji Photo Film Co Ltd Preparation of polyethylene terephthalate
US4028307A (en) * 1975-05-30 1977-06-07 Fiber Industries, Inc. Preparation of polyesters using salts of substituted quaternary ammonium bases
US4032563A (en) * 1975-09-02 1977-06-28 Standard Oil Company Process for the recovery of high purity diesters of terephthalic or isophthalic acids
US4118582A (en) 1975-10-28 1978-10-03 E. I. Du Pont De Nemours And Company Purification of spent ethylene glycol
DE2559290B2 (de) 1975-12-31 1979-08-02 Davy International Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von hochmolekularem PoIyäthylenterephthalat
US4079046A (en) * 1976-06-03 1978-03-14 Monsanto Company, St. Louis, Missouri Multiple polyesterification process
JPS52150496A (en) 1976-06-09 1977-12-14 Mitsubishi Gas Chem Co Inc Preparation of polycaronate oligomers
US4046718A (en) 1976-06-17 1977-09-06 The Dow Chemical Company Polymerization method employing tubular reactor
US4089888A (en) * 1976-07-12 1978-05-16 Idemitsu Petrochemical Co. Ltd. Method for producing a polycarbonate oligomer
US4097468A (en) * 1977-03-15 1978-06-27 Allied Chemical Corporation Process for preparing polyesters
US4146729A (en) * 1977-04-07 1979-03-27 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for preparing poly(ethylene terephthalate)
US4110316A (en) 1977-04-14 1978-08-29 E. I. Du Pont De Nemours And Company Improved process for preparing poly(ethylene terephthalate)
DE2719967A1 (de) 1977-05-04 1978-11-09 Bayer Ag Kontinuierliches verfahren zur durchfuehrung von stofftransportbedingten reaktionen
GB1558910A (en) * 1977-05-04 1980-01-09 Bayer Ag Continuous process for the production of polybutylene terephthalates
IT1097584B (it) 1977-08-24 1985-08-31 Basf Ag Processo ed apparecchio per la preparazione di poliesteri macronolecolari linerai
US4365078A (en) 1977-12-16 1982-12-21 The Goodyear Tire & Rubber Company Process for charging dry terephthalic acid into a reactor
CA1115446A (en) 1977-12-16 1981-12-29 Lawrence E. Shelley Process
US4200145A (en) 1978-01-12 1980-04-29 The Badger Company, Inc. Method of preheating a liquid reaction mass of polyolefin dissolved in liquid monomer
US4196168A (en) 1978-05-05 1980-04-01 Eastman Kodak Company Sloped tray arrangement for polymerization reactor
US4230818A (en) 1979-03-01 1980-10-28 The Goodyear Tire & Rubber Company Reduction of glycol ethers in polyesters
US4254246A (en) * 1979-03-26 1981-03-03 Davy International Ag Column system process for polyester plants
PL127634B1 (en) 1979-05-23 1983-11-30 Inst Chemii Przemyslowej Continuous process for manufacturing polyesters and apparatus therefor
US4238593B1 (en) 1979-06-12 1994-03-22 Goodyear Tire & Rubber Method for production of a high molecular weight polyester prepared from a prepolymer polyester having an optional carboxyl content
US4223124A (en) 1979-06-22 1980-09-16 The Goodyear Tire & Rubber Company Method for producing polyesters containing low amounts of ether by-products
JPS5645704A (en) 1979-09-21 1981-04-25 Hitachi Ltd Method and apparatus for removal of volatile substances from high-viscous substance
BR7906279A (pt) 1979-10-01 1981-04-07 Nippon Ester Co Ltd Apereicoamento em processo continuo para produzir poliester e em processo para produzir uma fibra fiada a partir de polimero de poli(tereftalato de etileno)
US4452956A (en) * 1979-11-09 1984-06-05 Union Carbide Corporation Discrete spiral flow imparting device
SU973552A1 (ru) 1980-02-12 1982-11-15 Всесоюзный научно-исследовательский институт синтетических волокон Непрерывный способ получени полиэтилентерефталата
US4289871A (en) 1980-03-27 1981-09-15 Allied Chemical Corporation Method to increase reactor capacity for polycondensation of polyesters
JPS57101A (en) * 1980-06-04 1982-01-05 Mitsui Petrochem Ind Ltd Method and apparatus for polymerization
DE3025574A1 (de) * 1980-07-05 1982-02-04 Bayer Ag, 5090 Leverkusen Verfahren zur herstellung von polyestern
DE3029907A1 (de) 1980-08-07 1982-03-18 Hoechst Ag, 6000 Frankfurt Kontinuierliches verfahren und vorrichtung zur herstellung eines vinylchlorid-polymerisates in waessriger suspension
DE3047474C2 (de) * 1980-12-17 1983-05-11 Didier Engineering Gmbh, 4300 Essen Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polyestern
US4499226A (en) * 1981-03-20 1985-02-12 The Goodyear Tire & Rubber Company High clarity colorless polyesters
US4346193A (en) 1981-05-04 1982-08-24 Atlantic Richfield Company Continuous process for making star-block copolymers
JPS5823829A (ja) 1981-07-17 1983-02-12 イ−・アイ・デユポン・デ・ニモアス・アンド・カンパニ− 合成重合体仕上げ装置
US4410750A (en) 1981-12-14 1983-10-18 Exxon Research And Engineering Co. Preparation of linear olefin products
PL136188B1 (en) 1982-04-16 1986-02-28 Inst Chemii Przemyslowej Continuous process for manufacturing polyesters and apparatus therefor
US4529787A (en) * 1982-06-15 1985-07-16 S. C. Johnson & Son, Inc. Bulk polymerization process for preparing high solids and uniform copolymers
US5236558A (en) 1982-09-23 1993-08-17 Allied-Signal Inc. Method to recycle spent ethylene glycol
US4551510A (en) 1982-09-24 1985-11-05 Cosden Technology, Inc. Process for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4551309A (en) 1982-09-24 1985-11-05 Cosden Technology, Inc. Apparatus for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4542196A (en) 1982-09-24 1985-09-17 Cosden Technology, Inc. Process for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4555384A (en) 1982-09-24 1985-11-26 Cosden Technology, Inc. Apparatus for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4548788A (en) 1982-09-24 1985-10-22 Cosden Technology, Inc. Apparatus for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
US4550149A (en) 1982-09-24 1985-10-29 Cosden Technology, Inc. Process for producing styrenic/alkenylnitrile copolymers
DE3235531A1 (de) 1982-09-25 1984-03-29 Chemische Werke Hüls AG, 4370 Marl Verfahren zur veresterung von essigsaeure mit alkoholen, die 4 und mehr c-atome enthalten, sowie mit glykolethern
US4440924A (en) * 1982-10-05 1984-04-03 Toyo Boseki Kabushiki Kaisha Process for production of polyester
US4831108A (en) 1983-02-16 1989-05-16 Amoco Corporation Polycondensation process with mean dispersion residence time
US5002116A (en) * 1983-08-15 1991-03-26 Airxchange, Inc. Rotary heat regenerator
US4588560A (en) 1984-06-29 1986-05-13 Mobil Oil Corporation Hydroprocessing reactor for catalytically dewaxing liquid petroleum feedstocks
JPH0641513B2 (ja) 1984-11-20 1994-06-01 三菱レイヨン株式会社 ポリエステルの製造法
US4554343A (en) 1984-11-23 1985-11-19 Eastman Kodak Company Process for the production of high molecular weight polyester
US4675377A (en) * 1985-03-11 1987-06-23 General Electric Company Process for continuous preparation of polyphenylene oxide in agitated reaction zones
US4680345A (en) 1985-06-05 1987-07-14 Toyo Boseki Kabushiki Kaisha Continuous production of elastic polyesters
DE3544551C2 (de) * 1985-12-17 2002-02-28 Zimmer Ag Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von hochmolekularem Polybutylenterephthalat
US4670580A (en) * 1986-03-31 1987-06-02 Celanese Corporation Process for preparing oligomeric glycol esters of dicarboxylic acids
US4721575A (en) * 1986-04-03 1988-01-26 Vertech Treatment Systems, Inc. Method and apparatus for controlled chemical reactions
EP0254304B1 (en) 1986-07-25 1994-09-21 Dainippon Ink And Chemicals, Inc. Process for producing high impact styrene resin by continuous bulk polymerization
DE3820362A1 (de) 1988-06-15 1990-03-15 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von linearen thermoplastischen polyestern
US5041525A (en) 1988-09-30 1991-08-20 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for manufacture of shaped polyethylene terephthalate structures in the presence of molecular sieve catalyst
US5413861A (en) 1988-10-17 1995-05-09 Dextor Corporation Semiconductor device encapsulated with a flame retardant epoxy molding compound
US5194525A (en) * 1988-12-12 1993-03-16 Dainippon Ink And Chemicals, Inc. Continuous mass polymerization process for making styrene copolymers
US5162488A (en) 1989-05-22 1992-11-10 Hoechst Celanese Corporation Catalyst system and process for preparing polyethylene terephthalate
FR2660663B1 (fr) 1990-04-05 1993-05-21 Rhone Poulenc Fibres Procede pour l'obtention de polyterephtalate d'ethylene modifie, fibres exemptes de boulochage issues du polymere ainsi modifie.
US5110325A (en) * 1990-04-20 1992-05-05 Lerner Bernard J Recycle spray gas-liquid contactor
US5037955A (en) 1990-06-07 1991-08-06 The Dow Chemical Company Method for heating a viscous polyethylene solution
US5245057A (en) 1990-07-20 1993-09-14 The Dow Chemical Company Horizontal continuous reactor and processes
US5064935A (en) 1990-08-01 1991-11-12 E. I. Dupont De Nemours And Company Continuous process for preparing poly(butylene terephthalate) oligomer or poly(butylene isophthalate) oligomer
KR940009419B1 (ko) 1991-02-07 1994-10-13 한국과학기술연구원 색조가 우수한 폴리에스테르의 제조방법
DE69214686T2 (de) * 1991-02-28 1997-06-05 Agfa Gevaert Nv Verfahren zur Herstellung von Polyestern mit verbesserter thermooxydativer Stabilität
EP0501543B1 (en) 1991-02-28 1998-05-20 Agfa-Gevaert N.V. Process for the production of polyesters with increased electroconductivity
US5202463A (en) * 1991-09-10 1993-04-13 Arco Chemical Technology, L.P. Process for the preparation of a glycol ether ester
JPH05222180A (ja) 1992-02-17 1993-08-31 Fuji Photo Film Co Ltd ポリエステルの製造法
DE4235785A1 (de) 1992-10-23 1994-05-11 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Polymerisation
DE4240588A1 (de) 1992-12-03 1994-06-09 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von Polycarbonaten
US5650536A (en) 1992-12-17 1997-07-22 Exxon Chemical Patents Inc. Continuous process for production of functionalized olefins
US5324853A (en) 1993-01-19 1994-06-28 Exxon Chemical Patents Inc. Process for the production of plasticizer and polyolesters
US5385773A (en) 1993-04-27 1995-01-31 Eastman Chemical Company Copolyester of cyclohexanenedimethanol and process for producing such polyester
US5294305A (en) * 1993-05-06 1994-03-15 Mobile Process Technology, Inc. Ethylene glycol recovery process
US5340907A (en) 1993-06-28 1994-08-23 Eastman Chemical Company Copolyester of cyclohexanedimethanol and process for producing such polyester
JP3309502B2 (ja) 1993-07-12 2002-07-29 大日本インキ化学工業株式会社 生分解性ポリエステル系ポリマーの連続製造法
US5411665A (en) 1993-07-20 1995-05-02 Scraggs; Charles R. Methods for reducing and separating emulsions and homogeneous components from contaminated water
US5599900A (en) * 1993-10-18 1997-02-04 E. I. Du Pont De Nemours And Company Polyesters production process
US5434239A (en) 1993-10-18 1995-07-18 E. I. Du Pont De Nemours And Company Continuous polyester process
ATE188497T1 (de) 1993-11-02 2000-01-15 Bayer Ag Verfahren zur herstellung von asparaginsäure- haltigen polymeren
TW330940B (en) 1993-12-22 1998-05-01 Mitsui Petroleum Chemicals Ind A method of manufacturing polyesters
ES2123090T3 (es) 1993-12-27 1999-01-01 Shinetsu Chemical Co Aparato de polimerizacion y procedimiento para producir un polimero de tipo cloruro de vinilo con tal aparato.
CA2139061C (en) 1993-12-28 1998-12-08 Mitsui Chemicals, Inc. Process for preparing polyester
US5466419A (en) 1994-05-02 1995-11-14 Yount; Thomas L. Split flow reactor trays for vertical staged polycondensation reactors
US5464590A (en) 1994-05-02 1995-11-07 Yount; Thomas L. Reactor trays for a vertical staged polycondensation reactor
DE4419397A1 (de) 1994-06-03 1995-12-14 Zimmer Ag Verfahren zur mehrstufigen Vakuumerzeugung bei der Polyester-Herstellung
US5811496A (en) 1995-12-21 1998-09-22 E.I. Du Pont De Nemours And Company Process for polymerization of polyester oligomers
US5476919A (en) 1995-02-21 1995-12-19 Minnesota Mining And Manufacturing Company Process for esterification
US5466765A (en) 1995-03-09 1995-11-14 Eastman Chemical Company Vaccum system for controlling pressure in a polyester process
DE19511483A1 (de) 1995-03-29 1996-10-02 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von thermoplastischem Polycarbonat
JPH08283394A (ja) 1995-04-10 1996-10-29 Mitsui Petrochem Ind Ltd ポリエチレンテレフタレートの製造方法
DE19524181A1 (de) * 1995-07-03 1997-01-09 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polymeren
DE19524180A1 (de) 1995-07-03 1997-01-09 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polymeren
DE19525579C1 (de) 1995-07-13 1996-12-19 Rieter Automatik Gmbh Autoklav zur Herstellung von Kunststoffen
EP0755945B1 (de) 1995-07-26 1998-11-25 Sulzer Chemtech AG Verfahren und Einrichtung zum Durchführen einer Polymerisation in einem Rohrreaktor
DE19530765A1 (de) * 1995-08-22 1997-02-27 Basf Ag Kontinuierliches Verfahren zur Herstellung von expandierbaren Styrolpolymerisaten
DE19537930B4 (de) 1995-10-12 2006-02-23 Zimmer Ag Verfahren zur Herstellung von klarsichtigem Polyester
US5816700A (en) 1995-10-26 1998-10-06 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process and apparatus for mechanically mixing polymers and lower viscosity fluids
AU1413597A (en) * 1995-12-14 1997-07-03 E.I. Du Pont De Nemours And Company Process of making polyester prepolymer
TW381104B (en) 1996-02-20 2000-02-01 Eastman Chem Co Process for preparing copolyesters of terephthalic acid, ethylene glycol, and 1,4-cyclohexanedimethanol
DE19608614A1 (de) * 1996-03-06 1997-09-11 Basf Ag Verfahren zur Aufarbeitung von Dihydroxyverbindungen enthaltenden Rückständen
DE19618678A1 (de) * 1996-05-09 1997-11-13 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Polystyrol durch kontinuierliche anionische Polymerisation
US5898058A (en) * 1996-05-20 1999-04-27 Wellman, Inc. Method of post-polymerization stabilization of high activity catalysts in continuous polyethylene terephthalate production
DE19634450A1 (de) * 1996-08-26 1998-03-05 Basf Ag Vorrichtung zur kontinuierlichen Durchführung chemischer Reaktionen
US5922828A (en) * 1996-09-03 1999-07-13 Hoechst Celanese Corp. Process for producing polyethylene terephthalate using a specific catalyst stabilizer system
TW541321B (en) 1996-09-04 2003-07-11 Hitachi Ltd Process and apparatus for continuous polycondensation
JP3836228B2 (ja) 1996-12-26 2006-10-25 三井化学株式会社 分離流による重合方法
US6103859A (en) 1997-04-09 2000-08-15 Eastman Chemical Company Late addition of supplemental ethylene glycol in the preparation of copolyesters
TW482790B (en) 1997-05-06 2002-04-11 Teijin Ltd Method for continuous production of polyester
US5932105A (en) 1997-10-01 1999-08-03 Mobile Process Technology, Co. Method of polyester manufacturing using crossflow membrane filtration
US5889127A (en) * 1997-11-18 1999-03-30 Daicel Chemical Industries, Ltd. Continuous process for the preparation of a polyester-based polymer
US6029956A (en) 1998-02-06 2000-02-29 Foster Wheeler Usa Corporation Predominantly liquid filled vapor-liquid chemical reactor
KR100348238B1 (ko) * 1998-02-27 2002-08-09 미쓰이 가가쿠 가부시키가이샤 신규 폴리에스테르 및 그의 제조방법
US6113997A (en) 1998-05-26 2000-09-05 Shell Oil Company Process to prepare a polyester resin
US6252034B1 (en) * 1998-06-04 2001-06-26 Teljin Limited Process for producing a polycarbonate resin
FR2780986B1 (fr) * 1998-07-10 2000-09-29 Electrolyse L Procede de transformation de structures chimiques dans un fluide sous pression et en temperature et dispositif pour sa mise en oeuvre
US6355727B1 (en) * 1998-07-10 2002-03-12 S. C. Johnson Commercial Markets, Inc. Continuous bulk polymerization and esterification process
US6069228A (en) * 1998-08-17 2000-05-30 E. I. Du Pont De Nemours And Company Process for preparing polyamides
US6631892B1 (en) 1998-08-25 2003-10-14 Donald C. Erickson Tray contactor with same direction liquid flow
JP2000095851A (ja) 1998-09-22 2000-04-04 Hitachi Ltd ポリエチレンテレフタレートの製造方法
US6127493A (en) 1998-11-04 2000-10-03 Arteva North America S.A.R.L. Pressure polymerization of polyester
EP0999200B1 (en) 1998-11-04 2002-07-17 Rohm And Haas Company Process for the high yield production of methyl methacrylate or methacrylic acid
US6111064A (en) 1998-11-04 2000-08-29 The Regents Of The University Of California Pressure polymerization of polyester
US6339031B1 (en) * 1998-12-29 2002-01-15 Seng C. Tan Microcellular carbon foams and microcellular C/C composites fabricated therefrom
DE10080450T1 (de) 1999-02-10 2001-05-17 Toshiba Kawasaki Kk Kohlenmonoxidumwandlungsvorrichtung für eine Brennstoffzelle und Brennstoffzellen-Energiegewinnungssystem
AR025176A1 (es) 1999-06-15 2002-11-13 Dow Global Technologies Inc Proceso y aparato para el monitoreo y control en linea de una planta de procesos
BE1012770A3 (nl) 1999-07-02 2001-03-06 Ineos Nv Werkijze en inrichting voor het industrieel aanmaken van producten door middel van een alkoxylatiereactie.
US6623643B2 (en) 1999-11-19 2003-09-23 Microtek Medical Holdings, Inc. Process for treatment of aqueous environments containing a water soluble polymer
CN1310829C (zh) 1999-12-28 2007-04-18 大金工业株式会社 转化装置
US6359106B1 (en) * 2000-03-09 2002-03-19 Hitachi, Ltd. Production process and production apparatus for polybutylene terephthalate
US6703478B2 (en) 2000-04-27 2004-03-09 Teijin Limited Polyester continuous production process
US6576774B2 (en) * 2000-07-20 2003-06-10 Shell Oil Company Process for recycling polytrimethylene terephthalate cyclic dimer
JP4842497B2 (ja) 2000-08-11 2011-12-21 株式会社クレハ 環状エステルの製造方法及び精製方法
DE10048003A1 (de) 2000-09-26 2002-04-11 Basell Polypropylen Gmbh Verfahren zur Voraktivierung von Katalysatoren
JP2002161071A (ja) * 2000-11-28 2002-06-04 Nippon Shokubai Co Ltd 脱水反応生成物の製造方法及びそれに用いられる脱水反応装置
CN1900139B (zh) * 2000-12-07 2012-11-14 奇派特石化有限公司 制造缩聚物的方法
US6906164B2 (en) 2000-12-07 2005-06-14 Eastman Chemical Company Polyester process using a pipe reactor
US6642407B2 (en) 2001-05-18 2003-11-04 Exxon Mobil Chemical Patents Inc. Production, purification and polymerization of aromatic dicarboxylic acids
DE10126133B4 (de) 2001-05-29 2007-03-29 Karl-Heinz Wiltzer Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von hochviskosen oder hochstabilisierten Polykondensaten und entmonomerisiertem PA 6
TWI306870B (zh) 2001-07-10 2009-03-01 Kureha Corp
DE10224883B4 (de) * 2001-07-27 2010-07-29 Heidelberger Druckmaschinen Ag Trockenstation und Verfahren zum Trocknen von bedruckten Bogen
US6672373B2 (en) * 2001-08-27 2004-01-06 Idalex Technologies, Inc. Method of action of the pulsating heat pipe, its construction and the devices on its base
US6458916B1 (en) 2001-08-29 2002-10-01 Hitachi, Ltd. Production process and production apparatus for polybutylene terephthalate
US6649263B2 (en) * 2001-11-16 2003-11-18 Honeywell International Inc. Polyester resin and industrial yarn process
US7067088B2 (en) * 2002-01-12 2006-06-27 Saudi Basic Industries Corporation Stratified flow chemical reactor
DE10219671A1 (de) 2002-05-02 2003-11-20 Zimmer Ag Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von Polyestern, Copolyestern und Polycarbonaten
US20040068070A1 (en) 2002-07-17 2004-04-08 Basf Aktiengesellcschaft Preparation of readily polymerizable compounds
JP4218353B2 (ja) 2002-10-28 2009-02-04 セイコーエプソン株式会社 中古品見積システム、その方法及びそのプログラム
US7008546B2 (en) * 2003-01-07 2006-03-07 Jerry M Edmondson Oil, water and gas separator for swaying service
JP4262995B2 (ja) 2003-02-06 2009-05-13 帝人ファイバー株式会社 ポリエステル原料に適したテレフタル酸ケークの製造方法
US7074879B2 (en) 2003-06-06 2006-07-11 Eastman Chemical Company Polyester process using a pipe reactor
US7135541B2 (en) 2003-06-06 2006-11-14 Eastman Chemical Company Polyester process using a pipe reactor
US20060008661A1 (en) 2003-08-01 2006-01-12 Wijesundara Muthu B Manufacturable low-temperature silicon carbide deposition technology
DE10336164B4 (de) 2003-08-07 2005-08-25 Zimmer Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung von Polymeren durch Schmelzkondensation
DE102004034708B4 (de) 2004-07-17 2008-04-10 Lurgi Zimmer Gmbh Verfahren zur absatzweisen Herstellung von Polymeren durch Schmelzekondensation
DE102004038466B4 (de) 2004-08-07 2014-08-28 Lurgi Zimmer Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Vorpolykondensation von Ver-/Umesterungsprodukten
WO2006083250A1 (en) 2005-02-03 2006-08-10 Stepan Company Continuous segmented plug flow reactor
US20060251547A1 (en) 2005-05-05 2006-11-09 Windes Larry C Family of stationary film generators and film support structures for vertical staged polymerization reactors
US7435393B2 (en) 2005-05-05 2008-10-14 Eastman Chemical Company Baffle assembly module for vertical staged polymerization reactors
WO2007065211A1 (en) 2005-12-06 2007-06-14 Acqua International Group Inc Modular chemical reactor

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