CN101627070B - 酯化区使用热糊的聚酯生产系统 - Google Patents
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Abstract
一种应用酯化系统的聚酯生产方法，所述酯化系统使用蒸馏柱以回收蒸馏区产生的醇，然后利用回收的醇形成糊，其被循环回到酯化区，需要很少或不需要冷却。
Description
发明背景
1.发明领域
本发明涉及一种用于生产熔融相聚酯的系统。在另一个方面，本发明涉及使用需要很少或不需要冷却的含反应物的糊的酯化系统。
2.现有技术的描述
熔融相聚合可被用来生产多种聚酯，例如，聚对苯二甲酸乙二酯(PET)。PET被广泛用在饮料容器、食品容器和其他容器中，以及用在合成纤维或树脂中。工艺技术的进步加上增加的需求量已导致产生PET生产和销售的越来越具竞争性的市场。因此，需要一种生产PET的低成本、高效率的方法。
通常，熔融相聚酯生产设备(包括用来制造PET的生产设备)采用酯化阶段和缩聚阶段。在酯化阶段中，聚合物原材料(即，反应物)被转化成聚酯单体和/或低聚物。在缩聚阶段中，离开酯化阶段的聚酯单体被转化成具有所需的最终链长的聚合物产物。
在大多数常规的熔融相聚酯生产设备中，酯化在一个或多个机械搅拌的反应器中进行，例如连续搅拌槽式反应器(CSTR)。但是，CSTR和其他机械搅拌的反应器具有许多缺陷，这些缺陷可导致整个聚酯生产设备的增加的资本成本、操作成本和/或维护成本。例如，通常与CSTR联用的机械搅拌器和各种控制设备是复杂、昂贵的，且可能需要大量的维护。而且，常规的CSTR常常使用内部热交换管，这占据了一部分反应器的内体积。为了补偿有效反应器体积的损失，具有内部热交换管的CSTR需要较大的总体积，这增加了资本成本。而且，通常与CSTR联用的内部热交换盘管可不合需要地干扰容器内反应介质的流型，从而导致转化率的降低。为了增加产物转化率，许多常规的聚酯生产设备已采用以连续方式操作的多个CSTR，这进一步增加了资本成本和操作成本。
因此，需要一种高效率聚酯生产方法，该方法使资本成本、操作成本和维护成本最小化，而使产物转化率最大化。
发明概述
在本发明的一个实施方式中，本发明提供一种方法，该方法包括：(a)产生来自于蒸馏区的含醇液体；(b)将至少一部分含醇液体与酸的固体颗粒混合，从而得到糊；(c)使糊与循环液体结合，从而得到酯化进料；和(d)在酯化区使至少一部分酯化进料经受酯化，其中糊与循环液体结合时的温度低于含醇液体离开所述蒸馏区时的温度不超过150℃。
在本发明的另一个实施方式中，本发明提供一种方法，该方法包括：(a)在壳管式热交换器的管内界定的第一个酯化区，使包含对苯二甲酸和乙二醇的酯化进料经受酯化，从而产生具有至少约50％转化率的第一种产物；(b)在分离容器内界定的分离区，使至少一部分第一种产物经受汽/液分离，从而产生第二种液体产物和第二种蒸汽产物，其中第二种液体产物的转化率高于第一种产物；(c)在蒸馏区使至少一部分第二种蒸汽产物经受蒸馏分离，从而产生第三种蒸汽产物和第三种液体产物，其中第三种蒸汽产物包含至少约50％摩尔的水，且第三种液体产物包含至少约50％摩尔的乙二醇；(d)将至少一部分第三种液体产物与对苯二甲酸的固体颗粒混合，从而得到糊；和(e)将至少一部分糊与循环液体结合，从而得到结合的流体，其中糊与所述循环液体结合时的温度低于第三种液体离开所述蒸馏区时的温度不超过150℃，其中循环液体包含至少一部分第二种液体产物，其中酯化进料包含至少一部分结合的流体。
附图简述
以下将参考附图详细描述本发明的某些实施方式，其中：
图1是根据本发明的一个实施方式配置的、适用于熔融相聚酯生产设备的酯化系统的示意图。
详细描述
本发明可被用在能够由多种原料生产多种聚酯的熔融相聚酯生产设备中。如本文所使用的，术语“聚酯”也包括聚酯衍生物，例如聚醚酯、聚酯酰胺和聚醚酯酰胺。可根据本发明而被生产的熔融相聚酯的例子包括，但不限于，聚对苯二甲酸乙二酯(PET)的均聚物和共聚物、PETG(用1，4-环己烷-二甲醇(CHDM)共聚单体改性的PET)、完全芳香族的或液晶聚酯、生物可降解的聚酯(例如包含丁二醇残基、对苯二甲酸残基和己二酸残基的聚酯)、聚(对苯二甲酸环己烷-二亚甲酯)均聚物和共聚物，和CHDM与环己烷二羧酸或环己烷二羧酸二甲酯的均聚物和共聚物。
在本发明的一个实施方式中，包含至少一种醇和至少一种酸的聚酯原料在方法的初始部分中经受酯化。酸原料可为二羧酸，使得最终聚酯产物包含至少一种具有约4至约15或8至12个碳原子的二羧酸残基。适用于本发明的二羧酸的例子可包括，但不限于，对苯二酸、邻苯二甲酸、间苯二酸、萘-2，6-二羧酸、环己烷二羧酸、环己烷二乙酸、二苯基-4，4′-二羧酸、二苯基-3，4′-二羧酸、2，2-二甲基-1，3-丙二醇、二羧酸、琥珀酸、戊二酸、己二酸、壬二酸、癸二酸和它们的混合物。在一个实施方式中，酸原料可为相应的酯，例如是对苯二甲酸二甲酯，而非对苯二酸。
醇原料可为二醇，使得最终聚酯产物可包含至少一种二醇残基，例如源自具有约3至约25个碳原子或6至20个碳原子的环脂二醇(cycloaliphatic diol)的二醇残基。合适的醇可包括，但不限于，乙二醇(EG)、二甘醇、三甘醇、1，4-环己烷-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-(羟乙氧基)-苯、2，2-双-(4- 羟环己基)-丙烷、2，4-二羟基-1，1，3，3-四甲基-环丁烷、2，2，4，4-四甲基-环丁二醇、2，2-双-(3-羟乙氧基苯基)-丙烷、2，2-双-(4-羟基-丙氧基苯基)-丙烷、异山梨醇、氢醌、BDS-(2，2-(磺酰基双)4，1-亚苯氧基))双(乙醇)和它们的混合物。
另外，在一个实施方式中，原料可包含一种或多种共聚单体。合适的共聚单体可包括，例如，包括以下物质的共聚单体：对苯二酸、对苯二甲酸二甲酯、间苯二酸、间苯二甲酸二甲酯、二甲基-2，6-萘二羧酸酯、2，6-萘二羧酸、乙二醇、二甘醇、1，4-环己烷-二甲醇(CHDM)、1，4-丁二醇、聚丁二醇、反式-DMCD、偏苯三酸酐、环己烷-1，4-二羧酸二甲酯、萘烷-2，6-二羧酸二甲酯、萘烷二甲醇、萘烷2，6-二羧酸酯、2，6-二羟甲基-萘烷、氢醌、羟基苯甲酸和它们的混合物。
根据本发明的一个实施方式，可在该方法的一个或多个位置向原料、聚酯和/或聚酯前体中加入一种或多种添加剂。合适的添加剂可包括，例如，三官能或四官能共聚单体，例如偏苯三酸酐、三羟甲基丙烷、苯均四酸二酐、季戊四醇或其他多酸或多元醇；交联剂或支化剂；着色剂；调色剂；颜料；炭黑；玻璃纤维；填料；抗冲改性剂；抗氧化剂；UV吸收化合物；和氧清除化合物。
通常，本发明的一个实施方式的聚酯生产方法可使用两个主要的阶段。第一个阶段使原料(在本文也称作“原材料”或“反应物”)反应成为单体和/或低聚物。第二个阶段进一步使单体和/或低聚物反应成为最终的聚酯产物。
如果进入第一个阶段的原料包括酸端基，例如对苯二酸或间苯二酸，那么第一个阶段被称作酯化。如果原料具有甲基端基，例如，对苯二甲酸二甲酯或间苯二甲酸二甲酯，那么第一个阶段被称作酯交换或酯基转移。为简单起见，本文所用的术语“酯化”包括酯化反应和酯交换反应。根据本发明的一个实施方式，酯化可在约220℃至约300℃，或约235℃至约290℃，或245℃至280℃的温度和小于约25psig的压力，或约1psig至约10psig，或2psig至5psig的压力下进行。在一 个实施方式中，离开酯化阶段的单体和/或低聚物的平均链长可为小于约25，约1至约20，或5至15。
方法的第二个阶段可被称为缩聚阶段。缩聚阶段可以是单个步骤方法，或可被分为预缩聚(或预聚合)步骤和最终(或完成的(finishing))缩聚步骤。通常，通过多阶段缩聚方法可生产较长链聚合物。缩聚阶段可在约220℃至约350℃，或约240℃至约320℃的温度和低于大气压的(例如，真空)压力下进行。当以两阶段法进行缩聚时，预聚合(或预聚物)反应器可将离开酯化阶段的单体转化成平均链长为约2至约40、约5至约35或10至30的低聚物。完成的反应器(finisher reactor)随后将低聚物/聚合物混合物转化成具有所需平均链长的最终聚合物产物。
根据本发明的一个实施方式，酯化阶段可以在包括至少一个酯化区和至少一个蒸馏区的酯化系统中进行。在酯化区中，反应物经受酯化从而产生蒸汽副产物和包含聚酯单体和/或低聚物的液体产物。离开酯化区的液体产物中的产物部分可以离开酯化系统供下游处理，而离开酯化区的液体产物中的循环部分可以循环回到酯化区的入口。可将离开酯化区的至少一部分蒸汽副产物送入蒸馏区，其中蒸汽副产物中的水和醇组分可被分离。离开蒸馏区的一部分分离后的醇可以与固体酸颗粒混合以形成糊，然后可将糊加到离开酯化区的液体产物的循环部分中。在收到额外量的反应物和/或添加剂之后，可将所得的混合流体再次引入到酯化区中。
在本发明的一个实施方式中，至少一部分酯化区可以由给其中所处理的反应介质的液相施加很少或没有机械搅拌的设备来界定。尽管在酯化区中处理的反应介质的液相，可因流动穿过界定酯化区的设备而有些许搅拌，但是在本发明的一个实施方式中，酯化区中所处理的液相反应介质的搅拌的小于约50％，小于约25％，小于约10％，小于约5％，或0％是由机械搅拌所提供的。这与在极端机械搅拌条件下的一个或多个连续搅拌槽式反应器(CSTR)中进行的常规酯化方法 形成直接对比。
如下进一步详细讨论，本发明可以使用简易、可靠且便宜的设备进行酯化。例如，在本发明的一个实施方式中，至少一部分酯化区可以界定在简易、可靠且相对便宜的加热器中，例如，壳管式热交换器。此外，在另一个实施方式中，至少一部分酯化区可以界定在简易、可靠且相对便宜的非搅拌的酯化容器中。
现参考图1，根据本发明的一个实施方式配置的酯化系统10被图解为总体上包含热交换器12、酯化容器14、蒸馏柱16、循环回路18和糊罐50。通常，在酯化系统10中进行的方法包括以下的主要步骤：(1)将酯化原料引入热交换器12；(2)加热并部分酯化在热交换器12中的酯化原料；(3)将至少一部分加热的和部分酯化的产物从热交换器12引入酯化容器14；(4)在酯化容器14中进一步酯化来自热交换器12的部分酯化的产物；(5)在酯化容器14中将液体产物与蒸汽副产物分离；(6)将至少一部分蒸汽副产物从酯化容器14引入蒸馏柱16；(7)在蒸馏柱16中将蒸汽副产物分离成主要是水的顶流和主要是醇的底流；(8)将至少一部分主要是醇的底流与固体酸颗粒混合，以形成糊罐50中的糊；(9)将来自酯化容器14的液体产物的循环部分经循环回路18送回热交换器12；(10)在液体产物的循环部分流动通过循环回路18时，向其中添加新鲜醇、添加剂和/或来自糊罐50中的糊；和(10)从酯化容器14中回收液体产物的产物部分，用于进一步的下游处理。
如上所述，酯化可在酯化系统10的热交换器12和酯化容器14中进行。由于酯化可以在热交换器12和酯化容器14中进行，所以这些设备部件全都可被称作“酯化反应器”，其各自界定出了一部分“酯化区”。但是，因为热交换器12的额外功能可加热在其中被处理的反应介质，所以热交换器12也可被称作“加热器”，这界定出了“加热区”。而且，因为酯化容器14的额外功能可促进汽液分离，所以酯化容器14也可被称作“分离器”，这界定处理“分离区”。现将更加详细地描述图1所示的酯化系统10的配置和操作。
再参考图1，循环液体产物流(以下将更详细地讨论)通过循环管道100被传输。如图1所示，以下材料可被加至流动通过循环管道100的循环液体产物流：(a)经由管道104引入的新鲜醇，(b)经由管道106引入的一种或多种添加剂，和(c)经由管道108引入的含酸糊，以下将更详细地讨论。在另一个实施方式中，至少一部分在管道104和/或106中的流体可被加至在管道114中的离开酯化容器14的流体，这将在以下详细讨论。在又一个实施方式中，至少一部分在管道104和/或106中的流体可被直接加入循环泵40(也将要讨论)。管道104中的新鲜醇和管道108中含酸糊中的酸可以分别为以上讨论的适合用作本发明的系统中的原料的任何醇和酸。根据一个实施方式，醇可以为乙二醇，而酸可以为对苯二甲酸。管道106中的一种或多种添加剂可以为以上讨论的适用于本发明的系统的任何添加剂。
通常，被添加至循环管道100中的循环流体的醇和含酸糊的量可以为提供所需生产率和所需醇酸比而需要的任何量。在本发明的一个实施方式中，离开循环管道100的酯化原料流体的摩尔醇酸比为约1.005∶1至约10∶1、约1.01∶1至约8∶1，或1.05∶1至6∶1。
离开循环管道100的混合流体可经由原料管道110作为酯化原料而被引入热交换器12的入口22。在热交换器12中，酯化原料/反应介质被加热并经受酯化条件。根据本发明的一个实施方式，热交换器12的入口22和出口24之间的反应介质的温度增加可为至少约50°F、至少约75°F或至少85°F。通常，进入热交换器12的入口22的酯化原料的温度可以为约220℃至约260℃、约230℃至约250℃，或235℃至245℃。通常，离开热交换器12的出口24的酯化产物的温度可为约240℃至约320℃、约255℃至约300℃，或275℃至290℃。热交换器12中的反应介质可被维持在约5至约50psig、约10至约35psig，或15至25psig的压力。
如前所述，热交换器12也可被认为是酯化反应器，因为至少一部分流动通过其中的反应介质可进行酯化。根据本发明进行的酯化的 量可以“转化率”来定量。如此文所使用的，术语“转化率”被用来描述已经受酯化的流体的液相的性质，其中酯化流体的转化率表示已被转化(即酯化)成酯基的原始酸端基的百分数。转化率可被量化成被转化的端基(即，醇端基)的数目除以端基的总数(即，醇端基加上酸端基)，以百分数表示。虽然本文使用了转化率，但应当理解，平均链长(其描述化合物包含的单体单元的平均数目)也可适合用来描述本发明的流体的特性。
根据一个实施方式，在热交换器12中进行的酯化反应可使入口22和出口24之间的反应介质的转化率增加至少约5个、至少约10个、至少约15个、至少约20个、至少约30个或至少约50个百分点。通常，被引入热交换器12的入口22的酯化原料流的转化率为小于约90％、小于约75％、小于约50％、小于约25％、小于约10％，或小于约5％，而离开热交换器12的出口24的酯化产物流的转化率为至少约50％、至少约60％、至少约70％、至少约75％、至少约80％、至少约85％、至少约95％，或至少98％。
在本发明的一个实施方式中，在热交换器12中进行的酯化反应以相对常规酯化方法来说显著减少的停留时间来进行。例如，流动通过热交换器12的反应介质的平均停留时间可为小于约60分钟、小于约45分钟、小于约35分钟，或小于20分钟。这种相对短的停留时间甚至可在高的、商业规模的生产率时达到。因此，在一个实施方式中，产物流以至少约10000磅每小时(lb/h)、至少约25000lb/h、至少约50000lb/h，至少约100000lb/h，或至少200000lb/h的流速离开热交换器12的出口24。
现叙述热交换器12的具体配置。根据本发明的一个实施方式，热交换器12可为水平延伸的管壳式热交换器。穿过热交换器12的内部流动通道可由热交换管来界定，当反应介质被加热和酯化时其流动通过该热交换管。此内部流动通道可被认为是酯化系统10的“第一个酯化区”。通常，穿过热交换器的内部流动通道的累积体积可为约10 至约1500立方英尺(ft3)、约100至约800ft3，或200至600ft3。单个热交换管的平均内径可为小于约4英寸，或约0.25至约3英寸，或0.5至2英寸。
如图1所示，温热的(warmed)传热介质(HTM)流可进入热交换器12的壳侧(shell-side)并且至少部分包围至少一部分热交换管，以加热流动通过其中的反应介质。在本发明的一个实施方式中，与热交换器12中反应介质的加热有关的传热系数可为约0.5至约200BTU每小时每°F每平方英尺(BTU/h·°F·ft2)、约5至约100BTU/h·°F·ft2，或10至50BTU/h·°F·ft2。传递至热交换器12中的反应介质的热的总量可为约100至约5,000BTU每磅反应介质(BTU/lb)、约400至约2000BTU/lb，或600至1500BTU/lb。
如图1所示，经由出口24离开热交换器12的部分酯化的产物可经由管道112被传输至酯化容器14。管道112中的部分酯化的流体可经由流体入口26被引入酯化容器14的内体积。如前所述，在酯化容器14中，部分酯化的流体经受进一步的酯化和相分离。因此，被界定在酯化容器内的内体积可被认为是“第二个酯化区”和/或“分离区”。通常，酯化容器14中的反应介质基本上水平地流动通过内体积。当反应介质从流体入口26流走并进行酯化时，蒸汽副产物脱离液相，且通常在液相之上流动。分离开的液体产物可经由液体出口28离开酯化容器14，而分离开的蒸汽副产物可经由蒸汽出口30离开酯化容器14。
在酯化容器14中进行的酯化反应可增加在其中处理的反应介质的转化率，因而离开液体出口28的液体产物的转化率比进入流体入口26的流体的转化率高至少约1个百分点、至少约2个百分点，或至少5个百分点。通常，离开酯化容器14的液体出口28的液体产物可具有至少约80％、至少约85％、至少约90％、至少95％或至少约98％的转化率。
在酯化容器14中达到的转化率可在相对短的停留时间内和具有 很少或没有热量输入的情况下出现。例如，酯化容器12内的反应介质的平均停留时间可为小于约200分钟、小于约60分钟、小于约45分钟、小于约30分钟或小于15分钟。而且，被传输至酯化容器14中的反应介质的热量可为小于约100BTU每磅反应介质(BTU/lb)、小于约20BTU/lb、小于约5BTU/lb或小于1BTU/lb。
由于酯化容器14内有最小的或没有热量输入，离开酯化容器14的液体出口28的液体产物的平均温度可以为在经由流体入口26进入酯化容器14的流体的平均温度的约50℃、约30℃、约20℃或15℃之内。通常，离开酯化容器14的液体出口28的液体产物的平均温度可为约220℃至约320℃、约240℃至约300℃，或约250℃至约275℃。
现叙述酯化容器14的具体配置。在图1所示的实施方式中，酯化容器14是基本上空的、无搅拌的、未加热的、大体上呈圆柱形的、水平延伸的容器。酯化容器14的长径比(L∶D)可小于约10∶1，在约1.25∶1至约8∶1、约1.5∶1至约6∶1，或2∶1至4.5∶1的范围内。在一个实施方式中，流体入口26、液体出口28和蒸汽出口30彼此隔开，隔开的方式使得提供充分的酯化并增强蒸汽相、液相和泡沫相的分离/离析。例如，液体出口28和蒸汽出口30可以与流体入口26水平隔开至少约1.25D、至少约1.5D或至少2.0D。而且，液体出口28与蒸汽出口30可以彼此垂直隔开至少约0.5D、至少约0.75D或至少0.95D。
如图1所示，酯化容器14可包括流体分配器32以帮助将原料有效地分布至酯化容器14。在图1所示的实施方式中，流体分配器仅为基本上水平延伸的管，其具有向下弯曲的远端，该远端界定出具有向下朝向的流体入口26。或者，流体分配器32可界定出多个开口，用于将部分酯化的原料在酯化容器14内的多个水平隔开的位置排放。在本发明的一个实施方式中，当酯化容器14内的反应介质基本上水平地移动通过酯化容器14时，其平均深度被维持在小于约0.75D、小于约0.50D、小于约0.25D或小于0.15D。
如图1所示，一旦进入酯化容器14，离开流体分配器32的反应 介质可在蒸汽泡与反应介质的液体部分分离时开始起泡沫。通常，泡沫的产生因蒸汽与反应介质的液相分离而可沿着酯化容器14的长度减少，因此在一个实施方式中，基本上无泡沫离开酯化容器14的液体出口28和/或蒸汽出口30。
为帮助确保基本上无泡沫离开酯化容器14的蒸汽出口30，在酯化容器14中可使用向下延伸的折流板34。折流板34通常可被设置在酯化容器14的流体入口26和蒸汽出口30之间，但与流体入口26相比更接近于蒸汽出口30。折流板34可从酯化容器14的顶部靠近蒸汽出口30的位置向下延伸，且可用来物理性地阻挡泡沫(如有)流向蒸汽出口30。在本发明的一个实施方式中，折流板34可具有底边，该底边与酯化容器14的底部垂直隔开至少约0.25D、至少约0.5D或至少0.75D。在图1所示的实施方式中，折流板包括向下延伸部36和侧向延伸部38。向下延伸部36可从靠近蒸汽出口30的位置向下延伸，而侧向延伸部38可从向下延伸部36的底端横向延伸至大体在蒸汽出口30之下的位置。
被界定在酯化容器14内的总内体积可取决于很多因素，包括例如，酯化系统10的总流体动力学要求。在本发明的一个实施方式中，酯化容器14的总内体积可以为循环回路18的总内体积的至少约25％、至少约50％、至少约75％、至少约100％或至少150％，这在下文进一步描述。在本发明的又一个实施方式中，酯化容器14的总内体积可以为循环回路18、热交换器12内的流动通道和产物管道112的累积内体积的至少约25％、至少约50％、至少约75％或至少150％。
再参考图1，液体酯产物可离开酯化容器14的液体出口28，且其后可被引入至循环回路18。循环回路18界定出从酯化容器14的液体出口28到热交换器12的入口22的流动通道。循环回路18通常包含液体产物管道114、循环泵40、泵排放管道116、循环管道100、减压器20和原料管道110。从酯化容器14排放出的液体酯产物可最初从产物管道114流至循环泵40的抽吸口(suction)。离开泵40的流 体可通过泵排放管道116，其后分成经由酯产物管道118传输的产物部分和经由循环管道100传输的循环部分。可进行离开泵40的流体的分离，使得管道100中循环部分的质量流速与管道118中的产物部分的质量流速的比可为约0.25∶1至约30∶1、约0.5∶1至约20∶1，或2∶1至15∶1。如前所述，管道100中的循环部分在添加经由管道104的新鲜醇、经由管道106的添加剂和/或经由管道108的含酸糊之后，最终可被用作进入热交换器12的原料。
管道118中的液体酯产物的产物部分可被送至下游位置，用于进一步加工、储存或其他用途。在一个实施方式中，至少一部分管道118中的产物部分可经受在第二个酯化区中的进一步酯化。在另一个实施方式中，至少部分管道118中的产物部分可在下游缩聚区经受缩聚。
如图1所示，经由管道120离开酯化容器14的蒸汽出口30的蒸汽流可被送至蒸馏柱16的流体入口42。管道120中的蒸汽副产物流可包含水和醇。水和醇可在蒸馏柱16中基本上彼此分离，从而产生经由顶部出口44离开蒸馏柱16的主要是水的顶部蒸汽流，和经由底部出口46离开蒸馏柱16的主要是醇的底部液流。蒸馏柱16可以为能够基于原料流体的成分的相对挥发性而将流体分离成主要是蒸汽的顶部产物和主要是液体的底部产物的任何装置。蒸馏柱16可包含内部部件，例如塔盘、无规填料、结构化(structured)填料或它们的任何组合。
根据本发明的一个实施方式，经由顶部出口44离开蒸馏柱16的主要是水的顶部蒸汽流可包含至少约50摩尔％、至少约60摩尔％或至少75摩尔％的水。从蒸馏柱16的出口44排放的顶部蒸汽产物可经由管道122被送至后续加工、储存或丢弃，例如废水处理装置或使用例如焚化的处理装置。
经由底部出口46离开蒸馏柱14的主要是醇的底部液流可包含至少约50摩尔％、至少约60摩尔％或至少75摩尔％的醇(例如，乙二醇)。在本发明的一个实施方式中，从蒸馏柱16的底部出口46回收的主要 是醇的流体可具有至少约150℃的温度(在约175℃至约250℃、或190℃至230℃的范围)和约0.25psig至约50psig、约0.5psig至约35psig或1psig至25psig的压力。如图1所示，从蒸馏柱的底部出口46排出的液流可经由管道124被传输，然后被分离成在管道126中运送的第一含醇部分和在管道102中运送的第二含醇部分。管道124的分离液流的分离方式，可以使管道102中的含醇流体的第二部分的质量流速是管道124中液体产物的质量流速的至少约25％，至少约50％，或至少75％。然后可将管道126中的第一含醇部分送至下游供进一步加工、储存和/或再使用。
在本发明的一个实施方式中，至少一部分管道102中的第二含醇流体可以与固体酸颗粒混合，以形成之前讨论的含酸糊。所述固体酸颗粒可以为以上讨论的适合用作本发明的系统中的原料的任何酸。为了优化含酸糊的最终性质(例如粘度)，管道102中的含醇流体可以经间接换热装置48被冷却，如图2所示。间接换热装置48可以是本领域周知的能够降低管道102中含醇流体的温度的任何换热装置，使流体离开蒸馏柱16时的温度降低约25℃至约150℃，或约50℃至约100℃。通常，管道128中冷却的含醇流体的温度可以为80℃至170℃，约90℃至约150℃，或100℃至125℃。
回头参考图1，管道128中冷却的含醇流体进入糊罐50的流体入口52。可经上部的酸入口54将管道130中的固体酸颗粒(即，对苯二甲酸的颗粒)引入到糊罐50中。机械搅拌器58彻底混合固体酸颗粒和含醇流体，以产生固体含量为约30至约99％重量，约50至约90％重量，或55至85％重量的糊。具有温度为约80℃至170℃，约90℃至约150℃，或100℃至125℃的热糊，离开糊罐50的下部糊出口56并进入管道108。在一个实施方式中，酯化系统10可以使用温度控制系统60，以确保管道108中的热糊维持在适当的温度下。通过调整间接换热装置48提供给管道128中含醇流体的冷却量，温度控制系统60可以操作改变管道108中热糊的温度。例如，如果管道108中热糊 的温度高于预期，则温度指示器62发送信号64至间接换热装置48，其随后增加供给管道102中含醇流体的冷却量，从而最终降低管道108中热糊的温度。
如图1所示，管道108中的热糊可在额外的醇和添加剂注射点的下游被添加至循环回路18。而且，将糊引进循环管道100的顶部可能是有利的，这样做是为了在它们下降进入循环流体时加速固体酸反应物的溶解。在循环流体中存在的聚酯单体和/或低聚物也可促进被添加至循环管道100的固体酸颗粒的溶解。在本发明的一个实施方式中，循环管道100中的流体可具有约1至约20、约2至约18，或5至15的平均链长。
常规的酯化系统需要在被引入循环的酯产物流体之前充分冷却含酸糊。然而，依照本发明的一个实施方式，当含酸糊在循环管道100中与流动经过管道116的循环酯化产物流体混合时，其温度低于醇流体由蒸馏柱16的下部出口46回收时的温度至少约25℃，至少约40℃，或至少50℃，但是不超过约100℃，不超过约75℃，不超过60℃。在一个实施方式中，含酸糊在循环管道100中与循环酯产物流体混合时的温度为约80℃至约170℃，约90℃至约150℃，或100℃至135℃。
数字范围
本说明书使用数字范围来定量与本发明有关的某些参数。应当理解，当提供了数字范围时，这样的范围应被解释为，为仅引述范围的较低值的权利要求限定和仅引述范围的较高值的权利要求限定提供了文字支持。例如，公开的数字范围为10至100，其为引述“大于10”(无上限)的权利要求和引述“小于100”(无下限)的权利要求提供了文字支持。
定义
如本文所使用的，术语“一种”、“一个”、“该”和“所述”指一个或多个。
如本文所使用的，术语“搅拌”是指耗费在反应介质中、导致流体流动和/或混合的工作。
如本文所使用的，术语“和/或”，当用在一列两个或多个项目时，指所列项目的任何一个可被单独使用，或者可使用所列项目的两个或多个的任何组合。例如，如果组合物被描述为含有成分A、B和/或C，那么组合物可只含A；只含B；只含C；含A与B的组合；含A与C的组合；含B与C的组合；或含A、B和C的组合。
如本文所使用的，术语“包含”是开放式转折术语，其用来从术语前引述的主题转折到术语后引述的一个或多个因素，其中转折术语之后的因素或多个因素不必然是组成该主题的唯一因素。
如本文所使用的，术语“含有”具有与以上提供的“包含”相同的开放式含义。
如本文所使用的，术语“蒸馏分离”是指基于要被分离的物质的相对挥发性将一种或多种化学物质与一种或多种其他化学物质分离。
如本文所使用的，术语“具有”具有与以上提供的“包含”相同的开放式含义。
如本文所使用的，术语“包括”具有与以上提供的“包含”相同的开放式含义。
如本文所使用的，术语“机械搅拌”是指由刚性或柔性元件抵抗反应介质或在反应介质之内的物理运动导致的反应介质的搅拌。
如本文所使用的，术语“反应介质”是指经受化学反应的任何介质。
如本文所使用的，术语“残基”是指为化学物质在特定的反应流程中或随后的制备中得到的产物，或为化学产物的部分，无论所述部分是否实际由该化学物质得到。
权利要求不限于所公开的实施方式
以上描述的本发明的优选形式只被用作解释，而不被用来以限制意义解释本发明的范围。本领域技术人员可轻易对上述示例性实施方 式作出修改而不违背本发明的精神。
发明人据此声明其意图，关于任何未实质性背离本发明范围但未在以下权利要求中阐明的本发明的文字范围内的任何装置，依靠等同原则(Doctrine of Equivalents)确定和评估本发明的适度合理的范围。
Claims (18)
1.一种聚酯的生产方法，其包括：
(a)产生来自于蒸馏区的含醇液体；
(b)将至少一部分所述含醇液体与酸的固体颗粒混合，从而得到糊；
(c)使所述糊与来自酯化区的循环液体结合，从而得到酯化原料；和
(d)在酯化区使至少一部分所述酯化原料经受酯化，由所述酯化区产生酯化产物，并在水平延长的酯化容器中所限定的分离区使至少一部分所述酯化产物经受汽/液分离，从而产生第一种液体产物和第一种蒸汽产物，并将至少一部分所述第一种蒸汽引入所述蒸馏区，并将所述第一种蒸汽部分分离为第二种蒸汽流体和所述含醇流体；
其中所述含醇液体离开所述蒸馏区时的温度为175℃至250℃，其中所述糊与所述循环液体结合时的温度为80℃至170℃，其中所述糊与所述循环液体结合时的温度低于所述含醇液体离开所述蒸馏区时的温度不超过150℃。
2.权利要求1的方法，其中所述糊与所述循环液体结合时的温度低于所述含醇液体离开所述蒸馏区时的温度至少25℃。
3.权利要求1的方法，其中所述糊与所述循环液体结合时的温度低于所述含醇液体离开所述蒸馏区时的温度不超过100℃。
4.权利要求1的方法，其中所述含醇液体离开所述蒸馏区时的温度为190℃至230℃，其中所述糊与所述循环液体混合时的温度为90℃至150℃，其中所述酯化在220℃至300℃的温度下进行。
5.权利要求1的方法，其中所述糊包含50至95％重量的所述固体。
6.权利要求1的方法，其中所述循环液体的平均链长为2至18。
7.权利要求1的方法，其中所述醇为乙二醇，且所述酸为对苯二甲酸。
8.权利要求1的方法，其中所述酯化区产生具有至少50％转化率的酯化产物，且所述循环液体包含至少一部分所述酯化产物。
9.权利要求1的方法，其中至少一部分所述酯化区被界定在热交换器之内，所述热交换器包括至少部分由传热介质包围的管，其中酯化区至少部分被界定在所述管之内。
10.权利要求1的方法，其还包括由所述酯化区产生酯化产物，并在水平延长的酯化容器中所限定的分离区使至少一部分所述酯化产物经受汽/液分离，从而产生具有至少70％的转化率的第一种液体产物和第一种蒸汽产物，其中所述第一种液体产物的转化率比所述酯化产物的转化率高出至少1％。
11.权利要求10的方法，其还包括使所述液体产物部分在第二个酯化区经受进一步的酯化和/或在缩聚区经受缩聚。
12.权利要求10的方法，其还包括将至少一部分所述第一种蒸汽引入所述蒸馏区，并将所述第一种蒸汽部分分离为第二种蒸汽流体和所述含醇液体，其中所述第二种蒸汽流体包含至少50％摩尔的水，且所述含醇液体包含至少50％摩尔的乙二醇。
13.一种聚酯的生产方法，其包括：
(a)在壳管式热交换器的管内界定的第一个酯化区中使包含对苯二甲酸和乙二醇的酯化原料经受酯化，从而产生具有至少50％转化率的第一种产物；
(b)在水平延长的酯化容器中所界定的分离区中使至少一部分所述第一种产物经受汽/液分离，从而产生第二种液体产物和第二种蒸汽产物，其中所述第二种液体产物的转化率高于所述第一种产物；
(c)在蒸馏区使至少一部分所述第二种蒸汽产物经受蒸馏分离，从而产生第三种蒸汽产物和第三种液体产物，其中所述第三种蒸汽产物包含至少50％摩尔的水，且所述第三种液体产物包含至少50％摩尔的乙二醇；
(d)将至少一部分所述第三种液体产物与对苯二甲酸的固体颗粒混合，从而得到糊；
(e)将至少一部分所述糊与来自所述第一个酯化区和分离区的循环液体结合从而得到结合的流体；
其中所述第三种液体离开所述蒸馏区时的温度为190℃至230℃，其中所述糊与所述循环液体结合时的温度为90℃至150℃，其中所述酯化在220℃至300℃的温度下进行，其中所述糊与所述循环液体结合时的温度低于所述第三种液体离开所述蒸馏区时的温度不超过150℃，其中所述循环液体包含至少一部分所述第二种液体产物，其中所述酯化原料包含至少一部分所述结合的流体。
14.权利要求13的方法，其还包括在所述步骤(d)混合之前，通过将所述第三种液体的温度降低至少25℃而将至少一部分所述第三种液体冷却。
15.权利要求13的方法，其中所述糊与所述循环液体结合时的温度，低于所述第三种液体离开所述蒸馏区时的温度至少25℃。
16.权利要求15的方法，其中所述糊与所述循环液体结合时的温度，低于所述第三种液体离开所述蒸馏区时的温度不超过100℃。
17.权利要求13的方法，其中所述分离容器界定出用于接收所述第一种产物的流体入口、用于排放所述第二种蒸汽产物的蒸汽出口，和用于排放所述第二种液体的液体出口，其中所述蒸汽和液体出口与所述流体入口的水平间隔距离大于所述分离区的最大垂直尺寸。
18.权利要求13的方法，其中所述分离容器的长径比为1.25∶1至8∶1。
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