具有内部塔盘的多级管式反应器的制作方法

专利名称：具有内部塔盘的多级管式反应器的制作方法
具有内部塔盘的多级管式反应器
背景技术：
1. 发明领域
本发明涉及用于加工含液体的反应介质的反应器。在另 一方面中， 本发明涉及用于聚酯的熔体相生产的缩聚反应器。
2. 现有技术描述
熔体相聚合可用于制造各种聚酯，例如聚对笨二曱酸乙二S旨(PET )。 PET广泛用在饮料、食品和其它容器中以及用在合成纤维和树脂中。工 艺技术的进步以及需求量的提高使PET的生产和销售成为日益竟争性 的市场。因此，低成本高效率的PET生产方法是合意的。
通常，熔体相聚酯生产设施，包括用于制造PET的那些，使用酯化 阶段和缩聚阶段。在酯化阶段中，将聚合物原材料(即反应物)转化成 聚酯单体和/或低聚物。在缩聚阶段中，将离开酯化阶段的聚酯单体转化
成具有所需最终平均链长的聚合物产物。
在许多传统的熔体相聚酯生产设施中，在一个或多个机械搅动反应 器，如连续搅拌釜反应器(CSTR)中进行酯化和缩聚。但是，CSTR和 其它机械搅动反应器具有许多缺点，它们能造成整个聚酯生产设施的提 高的资本成本、运行成本和/或维护成本。例如， 一般与CSTR相联的机 械搅拌器和各种控制设备是复杂、昂贵的并且需要大量维护。
因此，需要在保持或提高产品质量的同时使资本成本、运行成本和 维护成本最小化的高效聚酯法。
发明概述
在本发明的一个实施方案中，提供了包括在包含水平延伸的反应器 区段的反应器中使反应介质发生化学反应的方法，随着反应介质行经该 反应器，该反应介质流过该反应器区段。该反应器区段包含水平延伸的 管状构件和基本位于该管状构件内并延伸该管状构件长度的至少一半 的》荅盘。至少 一 部分反应介质以 一 个方向在该塔盘上流动并以大致相反 的方向在该管状构件底部上流动。
在本发明的另 一实施方案中，提供了制造聚对苯二曱酸乙二酯(PET)的方法，包括(a)将缩聚进料引入缩聚反应器，其中该缩聚 进料构成该反应器中的反应介质，其中该缩聚进料包含平均链长为大约 5至大约50的PET; ( b )在该反应器中使该反应介质缩聚，其中该反 应器包含垂直延伸的集管和接合到集管上并从所述集管向外延伸的至 少两个水平延伸的垂直间隔的反应器区段，其中该集管提供反应器区段 之间的流体连通，其中在该反应介质从一个反应器区段向另 一反应器区 段行进时，该反应介质向下通过该集管，其中各反应器区段包含细长管 和基本位于该管内的塔盘，其中该管和塔盘基本水平取向，其中该管具 有大约2:1至大约50:1的长径(L:D)比，其中该塔盘具有至少大约0.75L 的长度，其中至少 一部分反应介质以 一个方向在该塔盘上流动并以大致 相反的方向在该管的底部上流动；和(c)从反应器中回收主要液态的 缩聚产物，其中该缩聚产物包含平均链长比缩聚进料中PET的平均链长 大至少大约10的PET。
在本发明的再一实施方案中，提供了包含水平延伸的反应器区段的 反应器。该反应器区段包含细长管状构件和基本位于该管状构件内的塔 盘。该塔盘延伸该管状构件长度的至少一半并将该管状构件内部分成上 室和下室。该反应器区段限定紧邻该反应器区段的一个末端的内部流道 以允许上室和下室之间的流体连通。
附图简述
下面参照附图详细描述本发明的某些实施方案，其中
图l是根据本发明的一个实施方案构造并适合用作熔体相聚酯生产
设施中的缩聚反应器的多级管式反应器的示意图la是显示将进料物流引入

图1的反应器用的备选构造的放大侧
视图lb是图la中所示的备选进料引入系统的顶视图lc是图la中沿线段lc-lc截取的备选进料引入系统的截面端视
图2是根据本发明的另一实施方案构造并适合用作熔体相聚酯生产 设施中的缩聚反应器的多级管式反应器的示意图；且
图3是根据本发明的再一实施方案构造并适合用作熔体相聚酯生产 设施中的缩聚反应器的多级管式反应器的示意图。详述
图1和2显示了根据本发明的两个实施方案构造的示例性多级管式 反应器。下面详细描述图1和2中所示的反应器的构造和运行。尽管下 列描述的某些部分主要涉及熔体相聚酯生产法中所用的反应器，但根据 本发明的实施方案构造的反应器可用于多种化学工艺。例如，根据本发 明的某些实施方案构造的反应器可以有利地用在其中在反应介质的液 相中发生化学反应并由该化学反应产生蒸气副产物的任何工艺中。此 外，根据本发明的某些实施方案构造的反应器可以有利地用在其中至少 一部分反应介质在加工过程中形成泡沫的化学工艺中。
现在参照图1,多级管式反应器10的一个实施方案据显示通常包含
垂直延伸的集管12和接合到集管12上并从中向外延伸的一组水平延伸 的、垂直间隔的反应器区段14。
集管12通常包含直立的管状外壳16、接合到外壳16的相对端上的 一对端盖17a、 b，和位于集管12的内体积中的多个流体换向器18a、 b、 c。在流体换向器18a和8b之间划定出第一蒸气间隙20a，同时在流体 换向器18b和18c之间划定出第二蒸气间隙20b。集管12限定出在上端 盖17a中的蒸气出口 22和在下端盖17b中的液体产物出口 24。集管12 的一侧限定出多个垂直间隔的开口 ，它们提供集管12的内体积与接合 到集管12该侧上的该组反应器区段14之间的流体连通。
在图1中所示的实施方案中，集管12的外壳16是基本垂直的、基 本圆柱形管。在另一实施方案中，外壳16可以是具有各种横截面构造 (例如矩形、正方形或椭圆形)的垂直延伸的管状构件。此外，外壳16 不需要具有绝对垂直的取向。例如，外壳16的延伸中轴可以在垂直的 大约30度、大约15度或5度内延伸。
在图1中所示的实施方案中，集管12的最大内部高度(H)大于其 最大内部宽度(W)。在一个实施方案中，集管12的高宽(H:W)比为 大约2.'1至大约20:1,大约4:1至大约15:1,或5:1至10.1。在一个实施 方案中，H为大约8至大约100英尺，大约10至大约75英尺，或20 至50英尺，且W为大约至大约20英尺，大约2至大约10英尺，或 3至5英尺。
在图1中所示的实施方案中，该组反应器区段14直接接合到集管12的共用侧上并从中大致向外延伸。该組反应器区段14包括无塔盘反
应器区段26、最上方的塔盘反应器区段28a、中间塔盘反应器区段28b 和最下方的塔盘反应器区段28c。各反应器区段26和28a、 b、 c具有与 集管12流体连通的近端和与集管12隔开的远端。
无塔盘反应器区段26限定靠近其远端的进料入口 30和靠近其近端 的出口 32。无塔盘反应器区段26通常包含水平延伸的管状构件34和端 盖36。管状构件34在无塔盘反应器区段26的近端附近接合到集管12 上，而端盖36在无塔盘反应器区段26的远端附近接合到管状构件34 上。堰38可任选在出口 32附近接合到管状构件34的底部上并向上延 伸(如图1中所示)和/或可沿管状构件34的长度设置多个隔开的堰(未 显示)。
各塔盘反应器区段28a、 b、 c限定各自的反应介质入口 40a、 b、 c 和各自的反应介质出口 42a、 b、 c。入口 40a、 b、 c和出口 42a、 b、 c 位于反应器区段28a、 b、 c的近端附近并与集管12的内体积流体连通。 各塔盘反应器区段28a、 b、 c通常包含水平延伸的管状构件44a、 b、 c、 端盖46a、 b、 c和塔盘48a、 b、 c。管状构件44a、 b、 c各自在反应器 区段28a、 b、 c的近端附近直接接合到集管12上。端盖46a、 b、 c在反 应器区段28a、 b、 c的远端附近接合到管状构件44a、 b、 c上。
塔盘48a、 b、 c位于各自的管状构件44a、 b、 c内并延伸管状构件 44a、 b、 c的基本长度。各塔盘48a、 b、 c具有接合到各自的流体换向 器18a、 b、 c上的近端和位于反应器区段28a、 b、 c的远端附近的远端。 各塔盘48a、 b、 c可以具有至少大约0.5L、大约0.75L或0.9L的长度， 其中L是反应器区段28a、 b、 c和/或管状构件44a、 b、 c(在其中容纳 各自的塔盘48a、 b、 c)的最大长度。
各塔盘48a、 b、 c将各自的反应器区段28a、 b、 c的内体积划分成 上室50a、 b、 c和下室52a、 b、 c。在图1中所示的实施方案中，各塔 盘48a、 b、 c具有供液体流过的基本水平、基本平坦的、朝上的流动面。 为了提供足够大的上室和下室50a、 b、 c和52a、 b、 c,各塔盘48a、 b、 c的朝上的流动面可以与管状构件44a、 b、 c的顶部和/或底部隔开大约 0.1D至大约0.9D,大约0.2D至大约0.8D,或0.4D至0.6D的垂直距离， 其中D是管状构件44a、 b、 c (在其中容纳各自的塔盘48a、 b、 c)的 最大垂直尺寸。各塔盘48a、 b、 c的远端与端盖46a、 b、 c隔开以通过各塔盘48a、 b、 c的远端与端盖46a、 b、 c之间的间隙划定出流道54a、 b、 c。各塔 盘48a、 b、 c的远端可任选带有向上延伸的堰56a、 b、 c。各塔盘反应 器区段28a、 b、 c可任选带有在出口 42a、 b、 c附近接合到管状构件44a、 b、 c的底部上并向上延伸的堰58a、 b、 c。
在图1中所示的实施方案中，反应器区段26和28a、 b、 c各自的管 状构件34和44a、 c、 b是基本水平管，塔盘48a、 b、 c是刚性接合到管 内壁上的基本平坦、基本水平、基本矩形的板。在另一实施方案中，反 应器区段26和28a、 b、 c各自的管状构件34和44a、 c、 b可以具有各 种横截面形状(例如矩形、正方形或椭圆形)。此外，管状构件34和 44a、 c、 b和塔盘48a、 b、 c不需要具有绝对水平的取向。例如，管状 构件34和44a、 c、 b的延伸中轴可以在水平的大约30度、大约15度或 5度内延伸。此外，塔盘48a、 b、 c可以使用各种支承机制支撑在管状 构件44a、 b、 c中，所述支承机制例如焊接到管状构件44a、 b、 c的两 个侧壁上、从管状构件44a、 b、 c的底部伸出的支脚、或从管状构件44a、 b、 c顶部伸出的悬挂物。
在图1中所示的实施方案中，各反应器区段26和28a、 b、 c和/或 各管状构件34和44a、 b、 c的最大内部长度(L )大于其最大内径(D )。 在一个实施方案中，各反应器区段26和28a、 b、 c和/或各管状构件34 和44a、 b、 c的长径(L:D)比为大约2:1至大约50:1,大约5:1至大约 20:1,或8:1至15:1。在一个实施方案中，L为大约IO至大约200英尺， 大约20至大约IOO英尺，或30至50英尺，且D为大约1至大约20英 尺，大约2至大约10英尺，或3至5英尺。在一个实施方案中， 一个 或多个反应器区段26和28a、 b、 c的直径(D)与集管的最大内部宽度 (W)的比率为大约0.1:1至大约2:1,大约0.25:1至大约1:1 ，或0.4:1 至0.9:1。在图1中所示的实施方案中，各塔盘反应器区段28a、 b、 c具 有基本相同的构造。在另一实施方案中，反应器区段28a、 b、 c可以具 有不同长度、不同直径和/或不同取向。
在图1中所示的实施方案中，反应器10包含一个无塔盘反应器区 段26和三个塔盘反应器区段28a、 b、 c。但是，应该指出，可以优化反 应器区段的数量和构造以匹配反应器10的用途。例如，反应器10可以 仅使用塔盘反应器区段(即没有无塔盘反应器区段)。在这种构造中，最上方的塔盘反应器区段在集管附近限定进料入口。在另一实例中，该 反应器可以使用一个无塔盘反应器区段和两个塔盘反应器区段。在另一 实例中，该反应器可以使用一个无塔盘反应器区段和四个塔盘反应器区 段。尽管图1显示了进料入口 30位于端盖36中，但在另一实施方案中，
该进料入口可以位于管状构件34的侧面——与无塔盘反应器区段26的 远端靠近但隔开。
图la-c显示了通过反应器区段26的侧面引入反应器进料的备选进 料引入系统90。可能最好如图lb的顶一见图和图lc的端—见图中所示，侧 面进料引入系统90包括位于反应器区段26的侧面的入口 92、伸入反应 器区段26中的内部进料分配器94、和由进料分配器94划定的排料口 96。在图la-c中所示的实施方案中，进料分配器94是在入口 92处固定 到反应器区段26侧壁上的基本圆柱形的导管。进料分配器94的远端在 与反应器区段26的侧壁和末端隔开的位置划定排料口 96。如图lb和 lc中所示，可以通过斜角切割进料分配器94的远端来形成排料口 96， 以使排料口 96至少部分朝向反应器区段26的封闭端。排料口 96的该 位置和取向可以提高液体循环并有助于减少或消除反应器区段26末端 附近的滞留区。
再参照图1，在运行中，将能够主要为液体形式的进料经由无塔盘 反应器区段26的进料入口 30引入反应器10。在无塔盘反应器区段26 中，该进料构成反应介质60,其在管状构件34底部上大致水平地从无 塔盘反应器区段26的远端流向无塔盘反应器区段26的近端。随着反应 介质60流过无塔盘反应器区段26，在反应介质60内发生化学反应。可 以在无塔盘反应器区段26内形成蒸气62。蒸气62可以包含在反应器区 段26中进行的化学反应的副产物和/或送入反应器区段26的进料的挥发 性组分。随着反应介质60流过无塔盘反应器区段26,至少一部分蒸气 62脱离反应介质60并大致从反应介质60上方流过。
如图1中所示，在本发明的一个实施方案中，在反应器10中进行 的化学反应造成反应介质60发泡，由此产生泡沫部分64和反应介质60 的主要液态部分66。在泡沫部分64和主要液态部分66两者的液体中都 可以发生化学反应。实际上，泡沫的存在可实际增强某些化学反应，尤 其是受提高的液体表面积和降低的压力促进的那些反应。因此，在本发 明的 一 个实施方案中，反应器区段的内体积和开放流动面积足够大以实现最大发泡量。在该反应器的相当大部分中发生大量发泡的用途中，可 能需要具有两个或更多个初始无塔盘反应器区段和更少的塔盘反应器 区段以在反应器区段内提供足以实现最大发泡的空间。或者，可以使用 更大的塔盘反应器区段以提供促进发泡所必需的体积和开放流动面积。 如图1和2中所示，随着反应行经反应器，反应产生的泡沫量可能降低。
因此，初始反应器区段中的反应介质60可能包含多于50、 75或90体 积％气体，而最后反应器区段中的反应介质60可能包含少于20、 10或 5体积％气体。
再参照图1,在流经无塔盘反应器区段26后，反应介质60经由出 口 32离开无塔盘反应器区段26。如果使用堰38,反应介质60在离开 无塔盘反应器区段26和进入集管12的内体积时从堰38的顶部、边缘 周围、经由其中的开孔和/或从其下方流过。在反应介质60离开无塔盘 反应器区段26和向下流入集管12时，蒸气62向上流入集管12。在集 管12中，来自无塔盘反应器区段26的蒸气62可以与塔盘反应器区段 28a、 b、 c中产生的蒸气合并。所得合并的蒸气可以经由蒸气出口 22离 开集管12。在离开无塔盘反应器区段26后，反应介质60在集管12中 向下流并被流体换向器18a导入最上方的塔盘反应器区段28a的入口 40a。
在最上方的塔盘反应器区段28a中，反应介质60大致水平地经由 塔盘48a的朝上流动面流向反应器区段28a的远端。如上所迷，随着反 应介质60流经塔盘48a,反应介质60在反应器区段28a中发生化学反 应，该化学反应能导致形成蒸气副产物和/或泡沫。当在塔盘48a上流动 的反应介质60产生蒸气时，该蒸气可以在上室50a中与反应介质60在 上室50a中的流动方向成反向流动。在反应介质60经由入口 40a进入上 室50a时，该蒸气副产物可以经由入口 40a离开上室50a。
当反应介质60到达塔盘48a的终端时，其经由流道54a下落到管状 构件44a的底部。当塔盘48a的终端带有堰56a时，反应介质60在进入 流道54a之前从堰56a的顶部、边缘周围、经由其中的开孔和/或从其下 方流过。反应介质60随后在管状构件44a的底部上从反应器区段28a 的远端流向反应器区段28a的近端。当反应介质60到达反应器区段28a 的近端时，其经由出口 42a离开反应器区段28a并进入集管12。当在下 室52a中产生蒸气副产物时，该蒸气大致从反应介质60上方流过并与反应介质60—起经由出口 42a离开下室52a。当在出口 42a处提供堰58a 时，至少一部分反应介质60从堰58a的顶部、边缘周围、经由其中的 开孔和/或从其下方流过。
可以在反应器10中使用堰38、 56a、 b、 c和58a、 b、 c以助于保持 反应介质60在反应器区段26和28a、 b、 c中的所需深度。在本发明的 一个实施方案中，；反应介质60在各反应器区段26和28a、 b、 c中的最 大深度小于大约0.8D,小于大约0.4D或小于0.25D,其中D是各自的 反应器区段26和28a、 b、 c的最大垂直尺寸。
在反应介质60离开最上方的塔盘反应器区段28a和在集管12中向 下流时，塔盘反应器区段28a中产生的蒸气向上流入集管12。离开反应 器区段28a的下室52a的蒸气可以穿过由流体换向器18b划定的或在流 体换向器18a和18b之间的蒸气间隙20a。如上所述，反应器区段28a 中产生的蒸气可以在集管12中与无塔盘反应器区段26和塔盘反应器区 段28b、 c中产生的蒸气合并。所得合并的蒸气经由蒸气出口 22离开集 管12。在离开塔盘反应器区段28a后，反应介质60在集管12中向下流 并被流体换向器18b导入中间塔盘反应器区段28b的入口 40b。
反应介质60可以与上文关于流经最上方塔盘反应器区段28a所述 基本相同地流经中间和最下方塔盘反应器区段28b和28c。总之，反应 介质60如下流过塔盘反应器区段28a、 b、 c: (a)通过流体换向器18a、 b、 c将反应介质60从集管12导向塔盘反应器区段28a、 b、 c; (b)反 应介质60经由入口 40a、 b、 c进入塔盘反应器区段28a、 b、 c; (c) 反应介质60在塔盘48a、 b、 c上大致流出集管12; (d)反应介质60 经塔盘48a、 b、 c的终端下落到管状构件44a、 b、 c的底部上；(e)反 应介质60在管状构件44a、 b、 c的底部上流回集管12; (e)反应介质 60经由出口 42a、 b、 c离开塔盘反应器区段28a、 b、 c;和(f)反应介 质60在集管12中下落至下一加工级。
离开最下方的塔盘反应器区段28c的反应介质60流入集管12并收 集在其底部。这种最终反应介质60作为主要为液态的产物经由液体产 物出口 24从集管12中取出。
尽管图1中未显示，但可以在集管12中在蒸气出口 22、无塔盘反 应器区段出口 32和塔盘反应器区段出口 42a、 b、 c中的一个或多个附近 使用沖击板。这类沖击板可位于蒸气流径中以使流动的蒸气中夹带的液说明书第9/23页
体碰撞沖击板、收集在其上并从其上落下。这有助于确保只有蒸气离开 集管12的蒸气出口 22。
现在参照图2,多级管式反应器100的第二实施方案据显示一般包 含集管102、第一组塔盘反应器区段104a、 b、 c、 d和第二组塔盘反应 器区段106a、 b、 c、 d。在图2所示的构造中，第一和第二组反应器区 段104a、 b、 c、 d和106a、 b、 c、 d从集管102的大致相对侧向外延伸。 但是，在另一实施方案中，这些反应器区段组可以从集管102的未必相 对的不同侧延伸出来。例如，这两组反应器区段可以相对于彼此以45°、 60°、 75。、 90。、 105。、 130°、 145。或160°角从集管中向外延伸。在另一 实例中，反应器IOO可以使用围绕集管102彼此以120。角周向间隔开的 三组反应器区段。
再参照图2,集管102限定用于接收能够主要为液体形式的进料的 进料入口 108、用于排出主要为液态的产物的产物出口 IIO和用于排出 蒸气的一对蒸气出口 112a、 b。集管102通常包含分流器114、第一组 流体换向器116a、 b、 c和第二组流体换向器118a、 b、 c。第一和第二 组反应器区,史104a、 b、 c、 d和106a、 b、 c、 d可以具有与上文参照图 1描述的塔盘反应器区段基本相同的构造。因此，不再描述塔盘反应器 区段104a、 b、 c、 d和106a、 b、 c、 d的具体构造和操作细节。
在运行中，反应器100经由进料入口 108接收主要为液体形式的进 料。分流器114将该进料分成两个基本相等的部分。分流器114随后将 这两部分之一导向最上方的第一反应器区段104a的内部塔盘，并将另 一部分导向最上方的第二反应器区段106a的内部塔盘。该分开的进料 部分一旦进入塔盘反应器区段，就可以以与上文对图l描述的基本相同 的方式流过塔盘反应器区段，其中该反应介质依循包括向外部分(即在 内部塔盘上流出集管)、向下部分(即从塔盘流到管状构件底部)和向 内部分(即在管状构件底部上流回集管)的流径。在流过各反应器区段 后，反应介质随后经由集管被流体换向器导向下一较低反应器区段。再 参照图2，当反应介质离开最下方反应器区段104d和106d时，这两部 分反应介质合并形成主要为液态的产物，其经由液体产物出口 IIO从集 管102中取出。
现在参照图3，多级管式反应器200的第三实施方案据显示包含水 平延伸的容器外壳202和位于容器外壳202中的塔盘204。塔盘204将容器外壳202的内体积分成上室206和下室208。容器外壳202包含水 平延伸的管状构件210和接合到管状构件210的相对端上的一对端盖 212、 214。容器外壳202限定进料入口 216、液体产物出口218和蒸气 出口 220。反应器200可以具有与上文参照图l和2描述的塔盘反应器 区段基本相同的构造。
在运行中，反应器200经由进料入口 216接收能够主要为液体形式 的进料。进入反应器200的进料在反应器200的上室206中构成反应介 质222。反应介质222经由塔盘204的上表面流过上室206。当反应介 质222到达塔盘204的远端时，其流过塔盘204的远端并进入下室208。 反应介质222经由管状构件210的底部流过下室206并流向液体产物出 口 218。反应介质222随后作为主要为液态的产物经由产物出口 218离 开反应器200。如图3中的实心箭头所示，反应介质222在上室和下室 206、 208中大致反向流动。如图3中的虚线箭头所示，在上室和下室 206、 208中由反应介质222产生的蒸气可以合并并经由蒸气出口 220从 反应器200中排出。
根据本发明的某些实施方案构造的多级管式反应器几乎或完全不 要求在其中加工的反应介质的机械搅动。尽管在该多级管式反应器中加 工的反应介质可能由于发泡、流经反应器区段和从一个反应器区段落到 另一区段上而略微受到搅动，但这种发泡搅动、流动搅动和重力搅动不 是机械搅动。在本发明的一个实施方案中，在该多级管式反应器中加工 的反应介质的总搅动的不到大约50%、不到大约25%、不到大约10%、 不到大约5%或0%由机械搅动提供。因此，根据本发明的某些实施方案 构造的反应器可以在无任何机械混合装置的情况下运行。这与几乎完全 利用机械搅动的传统连续搅拌釜反应器(CSTR)形成直接对照。
如上所述，根据本发明的实施方案构造的多级管式反应器可用在各 种化学工艺中。在一个实施方案中，根据本发明构造的多级管式反应器 用在能由各种原材料生产各种聚酯的任何的熔体相聚酯生产设施中。可 以根据本发明的实施方案制造的熔体相聚酯的实例包括但不限于，聚对 苯二曱酸乙二酯(PET),这包括PET的均聚物和共聚物；全芳族或液 晶聚酯；可生物降解的聚酯，如包含丁二醇、对苯二甲酸和己二酸残基 的那些；聚(对苯二曱酸环己烷二甲酯)均聚物和共聚物；以及1,4-环己 烷-二甲醇(CHDM)和环己二羧酸或环己二羧酸二曱酯的均聚物和共聚物。当制造PET共聚物时，这类共聚物可以包含至少90、至少91、至 少92、至少93、至少94、至少95、至少96、至少97、至少98摩尔°/0 的对苯二甲酸乙二酯重复单元和最多10、最多9、最多8、最多7、最 多6、最多5、最多4、最多3或最多2摩尔％的外加共聚单体重复单元。 通常，该共聚单体重复单元可以衍生自选自间苯二曱酸、2,6-萘-二羧酸、 CHDM和二乙二醇的一种或多种共聚单体。
通常，根据本发明的某些实施方案的聚酯生产法可以包含两个主要 阶段——酯化阶段和缩聚阶段。在酯化阶段中，对可包含至少一种醇和 至少一种酸的聚酯原材料施以酯化，由此产生聚酯单体和/或低聚物。在 缩聚阶段中，使来自酯化阶段的聚酯单体和/或低聚物反应成最终聚酯产 物。如本文关于PET所用的，单体的链长小于3，低聚物的链长为大约 7至大约50 (链长为4至6个单元的组分可以被视为单体或低聚物)， 聚合物的链长大于大约50。 二聚物，例如，EG-TA-EG-TA-EG的链长为 2,三聚物为3,诸如此类。
酯化阶段中所用的酸原材料可以是二羧酸，以使最终聚酯产物包含 至少一个具有大约4至大约15个或8至12个碳原子的二羧酸残基。适 用在本发明中的二羧酸的实例可以包括，但不限于，对苯二甲酸、邻苯 二曱酸、间苯二甲酸、萘-2,6-二羧酸、环己二羧酸、环己二乙酸、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、 丁二酸、戊二酸、己二酸、壬二酸、癸二酸及其混合物。在一个实施方 案中，该酸原材料可以是相应的酯，如对苯二甲酸二甲酯而非对苯二甲 酸。
酯化阶段中所用的醇原材料可以是二醇，以使最终聚酯产物可包含 至少一个二醇残基，例如源自具有大约3至大约25个碳原子或6至20 个碳原子的脂环族二醇的那些。合适的二醇可以包括，但不限于，乙二 醇(EG) 、 二乙二醇、三乙二醇、1,4-环己烷-二曱醇、丙-l,3-二醇、丁 -1,4-二醇、戊-l，5-二醇、己-l,6-二醇、新戊二醇、3-甲基戊二醇-(2,4)、 2-曱基戊二醇-(1,4)、 2，2,4-三曱基戊二醇-(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 基环己基)-丙烷、2，4-二羟基-1,1,3,3-四甲基-环丁烷、2,2,4,4四曱基-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,l-亚苯氧基))双(乙醇)及其混合物。
此外，原材料可以包含一种或多种共聚单体。合适的共聚单体可以 包括，例如，包含对苯二曱酸、对苯二曱酸二甲酯、间苯二曱酸、间笨
二曱酸二甲酯、二甲基-2,6-萘二羧酸酯、2,6-萘-二羧酸、乙二醇、二乙 二醇、1,4-环己烷-二曱醇(CHDM)、 1,4-丁二醇、聚丁二醇、反式-DMCD、 偏苯三酸肝、环己-,4 二羧酸二甲酯、十氢化萘-2,6 二羧酸二甲酯、十 氢化萘二甲醇、十氢化萘2,6-二羧酸酯、2,6-二羟基曱基-十氢化萘、氢 醌、羟基苯曱酸及其混合物的共聚单体。
熔体相聚酯生产法的酯化阶段和缩聚阶段都可以包括多个步骤。例 如，酯化阶段可以包括用于制造部分酯化产物的初始酯化步骤，该产物 随后在二次酯化步骤中进一步酯化。缩聚阶段也可以包括用于制造部分 缩合产物的预聚步骤，该产物随后经过后缩聚步骤(a finishing step )， 由此产生最终聚合物产物。
根据本发明的某些实施方案构造的反应器可以作为用于实施二次 酯化步骤的二次酯化反应器、作为用于实施预聚步骤的预聚反应器和/ 或作为用于实施后缩聚步骤的后缩聚反应器用在熔体相聚酯生产系统 中。下面参照图l给出用作酯化反应器、预聚反应器和/或后缩聚反应器 的本发明的工艺条件的详迷。要理解的是，根据本发明的实施方案构造 的反应器通常可用作酯化反应器、预聚反应器和/或后缩聚反应器 (finisher reactor),这些工艺条件不限于图1中所述的实施方案。
再参照图1,当反应器10用作熔体相聚酯生产法(例如PET制造 法)中的二次酯化反应器时，可以在反应器10中进行多于一个化学反 应。例如，尽管酯化可能是在反应器10中进行的主要化学反应，也可 能在反应器10中发生一定量的缩聚。当反应器IO用作二次酯化反应器 时，引入反应器区段26的进料入口 30的进料可以具有大约70至大约 95%、大约75至大约90%或80至88%的转化率，而从集管2的液体 产物出口 24提取的主要为液态的产物可以具有至少大约80%、至少大 约90%、至少大约95%或至少98%的转化率。当反应器10用作二次酯 化反应器时，在反应器10中进行的化学反应可以在进料入口 30和液体 产物出口 24之间将反应介质60的转化率提高至少大约2个百分点，至 少大约5个百分点或至少10个百分点。此外，引入进4+入口 30的进料 的平均链长可以小于大约5、小于大约2或小于1，而从液体产物出口24提取的主要为液态的产物的平均链长可以为大约l至大约20,大约2 至大约12,或5至12。通常，当反应器IO用作二次酯化反应器时，在 进料入口 30和液体产物出口 24之间，反应介质60的平均链长可以提 高大约1至大约20,大约2至大约15,或5至12。
当反应器IO用作二次酯化反应器时，反应器IO的进料可以在大约 180至大约350°C,大约215至大约305。C或260至290。C的温度下进入 进料入口 30。离开液体产物出口 24的主要为液态的产物可以具有在进 入进料入口 30的进料温度的大约50°C、 25。C或10。C内的温度。在一个 实施方案中，离开液体产物出口 24的液体产物的温度可以为大约180 至大约350。C，大约215至大约305°C,或260至29(TC。在一个实施方 案中，反应介质60在反应器10中的平均温度为大约80至大约350°C, 大约215至大约305。C或260至2卯。C。反应介质60的平均温度是沿反 应介质60经反应器10的主流径以等间距进行的至少三处温度测量的平 均值，其中温度测量各自在反应介质60的主要液态部分66的横截面质 心附近进行(而非在反应器壁附近或主要液态部分的上表面附近)。当 反应器IO用作二次酯化反应器时，反应器10中的蒸气空间压力(在蒸 气出口 22处测量)可以保持小于大约70psig,在大约-4至大约10psig 的范围内或在2至5 psig的范围内。
当反应器10用作二次酯化反应器时，可能合意的是在引入反应器 10之前加热该进料和/或可能合意的是在其流经反应器10时加热反应介 质60。在引入反应器10之前的进料加热可以在传统热交换器，例如管 壳式换热器中进行。反应介质60在反应器10中的加热可以由接触反应 器IO但不伸入反应器10内部的外部加热装置进行。这种外部热交换装 置包括，例如，夹套和/或伴热。通常，在反应器10紧上游添加到进料 中的热+在反应器10中添加到反应介质60中的热的累积量可以为大约 100至大约5，000 BTU/磅反应介质(BTU/lb),大约400至大约2,000 BTU/lb，或600至1,500 BTU/lb。
再参照图1,当反应器10用作熔体相聚酯生产法(例如PET制造 法)中的预聚反应器时，可以在反应器10中进行多于一个化学反应。 例如，尽管缩聚可能是在反应器10中进行的主要化学反应，也可能在 反应器10中发生一定量的酯化。当反应器IO用作预聚反应器时，引入 进料入口 30的进料的平均链长可以为大约1至大约20,大约2至大约15,或5至12,而从液体产物出口 24提取的主要为液态的产物的平均 链长可以为大约5至大约50,大约8至大约40，或10至30。当反应器 10用作预聚反应器时，在反应器10中进行的化学反应可以在进料入口 30和液体产物出口 24之间使反应介质60的平均链长提高至少大约2， 大约5至大约30，或8至20。
当反应器10用作预聚反应器时，进料可以在大约220至大约350°C , 大约265至大约305。C或270至290。C的温度下进入进料入口 30。离开 液体产物出口 24的主要为液态的产物可以具有在进入进料入口 30的进 料温度的大约50°C、 25。C或l(TC内的温度。在一个实施方案中，离开 液体产物出口 24的液体产物的温度为大约220至大约350°C，大约265 至大约305。C，或270至29(TC。在一个实施方案中，反应介质60在反 应器10中的平均温度为大约220至大约35CTC,大约265至大约305°C, 或270至29(TC。当反应器10用作预聚反应器时，反应器10中的蒸气 空间压力(在蒸气出口 22处测量)可以保持在大约0至大约300 torr 的范围内，在大约1至大约50 torr的范围内或在20至30 torr的范围内。
当反应器IO用作预聚反应器时，可能合意的是在引入反应器10之 前加热该进料和/或可能合意的是在其流经反应器10时加热反应介质 60。通常，在反应器10紧上游添加到进料中的热+在反应器IO中添加 到反应介质60中的热的累积量可以为大约IOO至大约5,000 BTU/lb,大 约400至大约2,000 BTU/lb,或600至1,500 BTU/lb。
再参照图1，当反应器10用作熔体相聚酯生产法(例如PET制造 法)中的后缩聚反应器时，引入进料入口 30的进料的平均链长可以为 大约5至大约50，大约8至大约40,或10至30，而从液体产物出口 24提取的主要为液态的产物的平均链长可以为大约30至大约210,大 约40至大约80，或50至70。通常，在反应器10中进行的缩聚可以在 进料入口 30和液体产物出口 24之间使反应介质60的平均链长提高至 少大约IO,至少大约25,或至少50。
当反应器10用作后缩聚反应器时，进料可以在大约220至大约 350°C,大约265至大约305。C或270至290°C的温度下进入进料入口 30。 离开液体产物出口 24的主要为液态的产物可以具有在进入进料入口 30 的进料温度的大约50°C、 25。C或10。C内的温度。在一个实施方案中， 离开液体产物出口 24的液体产物的温度为大约220至大约350°C,大约265至大约305°C，或270至290°C。在一个实施方案中，反应介质60 在反应器10中的平均温度为大约220至大约350°C,大约265至大约 305°C,或270至29(TC。当反应器10用作后缩聚反应器时，反应器IO 中的蒸气空间压力(在蒸气出口 22处测量)可以保持在大约0至大约 30 torr的范围内，在大约1至大约20 torr的范围内，或在2至10 torr 的范围内。
根据本发明的实施方案构造的反应器在用作聚酯生产法的酯化和/ 或缩聚阶段中的反应器时可以提供许多优点。当用作PET制造法中的二 次酯化、预聚和/或后缩聚反应器时，这类反应器能够特别有利。此外， 这类反应器非常适于用在能以至少大约10,000磅/小时、至少大约 IOO，OOO磅/小时、至少大约250,000磅/小时或至少500,000磅/小时的速 率生产PET的商业规模PET生产设施。
在本发明的一个实施方案中，提供了包括在包含第一水平延伸的反 应器区段的反应器中使反应介质发生化学反应的方法，随着反应介质行 经该反应器，该反应介质流过该反应器区段。该第一反应器区段包含第 一水平延伸的管状构件和基本位于该第一管状构件内并延伸该第一管 状构件长度的至少一半、至少3/4或至少9/10的第一塔盘。至少一部分 反应介质以一个方向在第一塔盘上流动并以大致相反的方向在第一管 状构件底部上流动。
在一个实例中，该反应器进一步包含集管，该第一反应器区段的近 端接合到其上，其中该第 一反应器区段将反应介质从集管接收到第 一塔 盘上，其中该第 一反应器区段将反应介质从第 一管状构件底部排放到集 管中。另外，该第一反应器区段可以将化学反应的蒸气副产物排放到集 管中，其中排出的蒸气副产物在集管中大致向上流动，而排出的反应介 质在集管中大致向下流动。
在另 一实例中，该反应介质在第一塔盘上从第一塔盘的近端流向远 端，其中该反应介质经第一塔盘远端流到第一管状构件底部上。另外， 第 一塔盘的远端可以包含向上延伸的堰，至少 一部分反应介质先从堰上 方、穿过堰、从堰周围、和/或堰下方流过，再流到第一管状构件底部上。 在另 一 实例中，该第 一反应器区段包含接合到第 一管状构件远端上的端 盖，其中第一塔盘的远端与该端盖在水平方向隔开，由此形成流道，当 反应介质从第 一塔盘流向第 一管状构件底部时经由该流道。在一个实例中，第一管状构件和第一塔盘基本水平取向。在另一实
例中，第一管状构件是管。该第一反应器区段的长径(L:D)比可以为 大约2:1至大约50:1,大约5:1至大约20:1，或8:1至15:1。在一个实例 中，另外，L为大约10至大约200英尺，大约20至100英尺，或30至 50英尺，且D为大约1至大约20英尺，大约2至大约10英尺或3至5英尺。
在再一实例中，该反应器进一步包含第二水平延伸的反应器区段， 随着反应介质行经该反应器，至少 一部分反应介质流过该反应器区段， 其中该第二反应器区段垂直间隔地位于第 一反应器区段下方，其中该反 应器包含集管，该第一和第二反应器区段在不同高度接合到该集管上， 其中在反应介质从第 一反应器区段流向第二反应器区段时，该反应介质 向下流过集管。该第二反应器区段可以包含第二细长管状构件和基本位 于该第二管状构件内的第二塔盘，其中该第二塔盘延伸该第二管状构件 长度的至少一半、至少3/4或至少9/10，其中至少一部分反应介质以一 个方向在第二内部塔盘上流动并以大致相反的方向在第二管状构件底 部上流动。在一个实例中，该反应器进一步包含分别接合到第一和第二 塔盘上并伸入集管中的第一和第二流体换向器，其中第二流体换向器引 导离开第一管状构件的反应介质通过集管并引导到第二塔盘上。另外， 可以在第 一 和第二流体换向器之间划定蒸气间隙，其中该蒸气间隙允许 化学反应的蒸气副产物流出第二反应器区段并向上流过集管，同时将离 开第一反应器区段的反应介质向下导向第二反应器区段。
在 一 个实例中，在第 一 和第二反应器区段中进行的化学反应的蒸气 副产物在集管中合并，并经由位于集管顶部附近的蒸气出口离开反应 器。另外，该化学反应的主要为液态的产物可以经由位于集管底部附近 的液体出口离开反应器。
在一个实例中，该集管的高宽(H:W)比为大约2:1至大约20:1， 大约4:1至大约15:1，或5:1至10:1,其中第一和第二反应器区段各自 具有大约2:1至大约50:1，大约5:1至大约20:1或8:1至15:1的L:D比。
在一个实例中，该集管基本垂直延伸(即该集管的延伸中轴基本垂 直)。或者，该集管可以在垂直的大约30度、大约15度或5度内延伸。 在一个实例中，反应器区段基本水平延伸(即反应器区段的延伸中轴基 本水平)。或者，反应器区段可以在水平的大约30度、大约15度或5
19度内延伸。在另一实例中，该反应器不含机械混合装置。
在一个实例中，除第二反应器区段外，该反应器进一步包含第三水
平延伸的反应器区段，随着反应介质行经该反应器，至少一部分反应介 质流过该反应器区段，其中该第三反应器区段垂直间隔地位于第二反应 器区段下方，其中该第三反应器区段包含第三细长管状构件和基本位于 该第三管状构件内的第三塔盘，其中该第三塔盘延伸该第三管状构件长
度的至少一半、至少3/4或至少9/10,其中至少一部分反应介质以一个 方向在第三内部塔盘上流动并以大致相反的方向在第三管状构件底部 上流动，其中该第三反应器区段接合到集管上，其中在反应介质从第二 反应器区段流向第三反应器区段时，该反应介质向下流过集管。
在一个实例中，该反应介质包含液体，在其中进行化学反应。在另 一实例中，该反应介质包含泡沫部分和主要液态部分，它们各自包含液 体。在再一实例中，该反应器包含多个水平延伸的反应器区段，其中位 于所述多个反应器区段的最上方那个中的一部分反应介质包含至少50 体积％蒸气，位于所述多个反应器区段的最下方那个中的一部分反应介 质包含小于20体积％蒸气。
在一个实例中，该化学反应包含缩聚，其中反应介质的平均链长在 该反应器中提高至少大约10,至少大约25或至少50。在一个实例中， 该反应介质可以包含至少部分由缩聚形成的聚酯聚合物或共聚物。该聚 酯聚合物或共聚物可以包含聚对苯二甲酸乙二酯(PET)。另外，该方 法可以包括将缩聚进料？ 1入反应器的进料入口 ，其中该缩聚进料构成该 反应器中的反应介质。该缩聚进料可以具有大约5至大约50、大约8至 大约40、或10至30的平均链长。
在本发明的另一实例中，提供了包括在包含水平延伸的反应器区段 的反应器中使反应介质发生酯化和/或缩聚反应的方法，随着反应介质行 经反应器，该反应介质流经该反应器区段。该反应器区段包含水平延伸 的管状构件和基本位于该管状构件内并延伸该管状构件长度的至少一 半、至少3/4或至少9/10的塔盘。至少一部分反应介质以一个方向在该 塔盘上流动并以大致相反的方向在该管状构件底部上流动。上文给出的 用作第二阶段酯化、预聚和/或后缩聚反应器的图1反应器10的详迷适 用于本发明的此实例。具体而言，进料特征(例如转化率和/或链长)、 温度、压力、转化率提高、平均链长提高、产物特征和任何热输入都适用于本发明的此实例。
在一个实例中，从反应器的产物出口移出产物，其中该反应介质在 该反应器中形成产物。另外，当化学反应包含缩聚时，该产物可以是缩
聚产物。该产物或缩聚产物的It.V.可以为大约0.3至大约1.2,大约0.35 至大约0.6,或0.4至0.5 dL/g。在一个实例中，该产物或缩聚产物的It.V. 为大约0.1至大约0.5，大约0.1至大约0.4,或0.15至d35 dL/g。在一 个实例中，将进料引入反应器的进料入口以形成反应介质，且该进料的 It.V.为大约0.1至大约0.5,大约0.1至大约0.4，或0.15至0.35 dL/g。
特性粘度(intrinsic viscosity ) (It.V.)值以dL/g为单位表示，由在 25。C在60重量％苯酚和40重量％1,1，2,2-四氯乙烷中测得的比浓对数粘 度(inherent viscosity)计算。可以将聚合物样品以0.25克/50毫升的浓 度溶解在溶剂中。可以例如使用Rheotek Glass Capillary粘度计测定聚合 物溶液的粘度。这种粘度计的操作原理的描述可见于ASTMD4603。由 测得的溶液粘度计算比浓对数粘度。下列公式描述了这种溶液粘度测量 和随后计算出Ih.V.，并由Ih.V计算出It.V:
r|inh = [In (ts/to)]/C
其中rimi^在0.5克/100毫升(60重量％苯酚和40重量％1,1,2,2-四氯乙
烷)的聚合物浓度下在25。C的比浓对数粘度 ln =自然对数 ts=样品流过毛细管的时间 t。= 溶剂空白样流过毛细管的时间 C =以克/100毫升溶剂(0.50%)表示的聚合物浓度 特性粘度是在聚合物的比粘度的无限稀释下的极限值。其通过下列
公式指定
iiru-lim (Tisp/C) = lim (In T]r)/C C~>0 C~>0
其中" =特性粘度
nr =相对粘度-t"t。
r|sp =比粘度=rir- 1
可以使用Billmeyer公式如下估算特性粘度(It.V.或"mt): ru= 0.5 [e 0 "Ih v — l] + (0.75 x Ih.V.)用于估算特性粘度(Billmeyer关系式)的参考文献是丄尸o 證丄 第83-86页(1949)。
也可以4吏用Viscotek Modified Differential Viscometer (压差粘度计 的操作原理的描述可见于ASTM D 5225 )或本领域技术人员已知的其它 方法测定聚合物溶液的粘度。
在本发明的另 一实施方案中，提供了制造聚对苯二曱酸乙二酯 (PET)的方法，包括(a)将缩聚进料引入缩聚反应器，其中该缩聚 进料构成该反应器中的反应介质，其中该缩聚进料包含平均链长为大约 5至大约50，大约8至大约40或10至30的PET; (b)在该反应器中 使该反应介质缩聚，其中该反应器包含垂直延伸的集管和接合到集管上 并从所述集管向外延伸的至少两个水平延伸的、垂直间隔的反应器区 段，其中该集管提供反应器区段之间的流体连通，其中在该反应介质从 一个反应器区段向另 一反应器区段行进时，该反应介质向下通过该集 管，其中每个反应器区段包含细长管和基本位于该管内的塔盘，其中该 管和塔盘基本水平取向，其中该管具有大约2:1至大约50:1或大约5:1 至大约20:1或8:1至15:1的长径(L:D )比，其中该塔盘具有至少大约 0.5L、至少大约0.75L或至少0.9L的长度，其中至少一部分反应介质以 一个方向在该塔盘上流动并以大致相反的方向在该管的底部上流动；和 (c)从反应器中回收主要为液态的缩聚产物，其中该缩聚产物包含平 均链长比缩聚进料中PET的平均链长大至少大约10、至少大约25或至 少50的PET。
在该制造PET的方法的一个实例中，该反应介质包含泡沫部分和主 要为液态的部分。
在一个实例中，反应器区段从集管的大致同一侧延伸出来。在另一 实例中，反应器区段从集管的大致相对侧延伸出来。
在一个实例中，塔盘具有供反应介质流过的朝上的流动面，其中该 朝上的流动面与管状构件的顶部和/或底部隔开至少大约0.1D、至少大 约0.2D或至少0.4D。在另一实例中，该朝上的表面与该管状构件的顶 部和/或底部隔开大约5至大约50英寸，大约10至大约40英寸，或15 至30英寸。在一个实例中，反应介质在各塔盘和/或各管状构件底部上 的最大深度小于大约0.8D、小于大约0.4D或小于0.25D。反应介质在各 塔盘和/或各管状构件底部上的最大深度可以为大约1至大约40英寸，大约1至大约32英寸或1至24英寸。
在另一实例中，该缩聚导致形成蒸气副产物，其中经由位于集管顶部附近的蒸气出口从该缩聚反应器中排出蒸气副产物，其中从位于集管底部附近的液体出口回收缩聚产物。
在一个实例中，缩聚进料的It.V.为大约0.1至大约0.5,大约0.1至大约0.4,或大约0.15至大约0.35 dL/g。在一个实例中，缩聚产物的It.V.为大约0.3至大约1.2,大约0.35至大约0.6,或0.4至0.5 dL/g。
在本发明的再一实施方案中，提供了包含第一水平延伸的反应器区段的反应器。该第一反应器区段包含第一细长管状构件和基本位于该第一管状构件内的第 一塔盘。该第 一塔盘延伸该第 一管状构件长度的至少一半、至少3/4或至少9/10并将该第一管状构件内部分成第一上室和下室。该第 一反应器区段具有紧邻该第 一反应器区段的一端的内部流道，以允许第 一上室和下室之间的流体连通。
在 一个实例中，该第 一反应器区段包含在 一端接合到第 一管状构件上的第一端盖。在另一实例中，第一塔盘不一直延伸到端盖，从而通过第一塔盘与第一端盖之间的间隙划定第一内部流道。另外，该第一反应器区段可以包含紧邻第 一 内部流道接合到第 一塔盘上的向上延伸的堰。
在另一实例中，第一管状构件具有大约2:1至大约50:1、大约5:1
至大约20:1或8:1至15:1的长径(L:D)比。另外，第一塔盘可以具有
至少大约0.5L、大约0.75L或0.9L的长度，其中该第一塔盘具有与该管
状构件的顶部和底部隔开大约0.1D至大约0.9D、大约0.2D至大约0.8D、
或0.4D至0.6D垂直距离的朝上的流动面。在另一实例中，该朝上的表
面与该管状构件的顶部和/或底部隔开大约5至大约50英寸，大约10至
大约40英寸，或15至30英寸。在一个实例中，反应介质在各塔盘和/
或各管状构件底部上的最大深度小于大约0.8D、小于大约0.4D或小于
0.25D。反应介质在各塔盘和/或各管状构件底部上的最大深度可以为大
约1至大约40英寸，大约1至大约32英寸，或1至24英寸。
在一个实例中，第一管状构件包含管。另外，该管和第一塔盘可以基本水平取向。
在一个实例中，该反应器进一步包含垂直延伸的集管，其中该第一反应器区段的一端与集管隔开，其中该第 一反应器区段的相对端接合到该集管上。另外，第一上室和下室能够都在第一反应器区段的该相对端与集管流体连通。
在一个实例中，该第一管状构件的长径(L:D)比为大约2:1至大约50:1，大约5:1至大约20:1,或8:1至15:1,其中L为大约10至大约200英尺，大约20至大约100英尺，或30至50英尺，且D为大约1至大约20英尺，大约2至大约10英尺或3至5英尺，其中该集管的高宽(H:W)比为大约2:1至大约20:1、大约4:1至大约15:1或5.1至10:1，其中H为大约8至大约100英尺、大约10至75英尺或20至50英尺，且W为大约1至大约20英尺、大约2至大约10英尺或3到5英尺。
在一个实例中，该反应器进一步包含接合到集管上并从所述集管向外延伸的第二水平延伸的反应器区段，其中该第二反应器区段垂直间隔地位于第一反应器区段下方。该第一和第二反应器区段可以从集管的大致同 一侧或从集管的大致相对侧向外延伸。
在一个实例中，该第二反应器区段具有接合到集管上的近端和与集管隔开的远端，其中该第二反应器区段包含第二细长管状构件和基本位于该第二管状构件内的第二塔盘，其中该第二塔盘延伸该第二管状构件长度的至少一半、至少3/4或至少9/10并将该第二管状构件内部分成第二上室和下室，其中第二上室和下室都在近端与集管流体连通，其中该第二反应器区段限定紧邻该远端的第二内部流道，以允许第二上室和下室之间的流体连通。另外，该反应器可以包含分别接合到第一和第二塔盘上并伸入集管中的第一和第二流体换向器。在一个实例中，在第二反应器区段的高度上方的高度处在第二流体换向器中或在第一和第二流体换向器之间划定蒸气间隙。
在一个实例中，该反应器进一步包含接合到集管上并从所述集管向外延伸的第三水平延伸的反应器区段，其中该第三反应器区段垂直间隔地位于第二反应器区段下方。该第一、第二和第三反应器区段可以具有基本相同的构造。
数值范围
本说明书使用数值范围量化与本发明相关的某些参数。应该理解的是，当提供数值范围时，这类范围被视为对仅仅记载该范围的下限值的权利要求限制以及仅记载该范围的上限值的权利要求限制提供字面支持。例如，所公开的10至100的数值范围为"大于10"(无上限)的权利要求和"小于100"(无下限)的权利要求提供字面支持。定义
本文所用的术语"某(a)"、"某个(an)"、"该"和"所述"是指一个或更多个。
本文所用的术语"搅动"是指耗散到反应介质中以造成流体流动和/或混合的功。
本文所用的术语"和/或"当在两个或更多个事项的列表中使用时，是指任一所列事项可以独自使用或可以使用两个或更多个所列事项的任何组合。例如，如果组合物被描述成含有组分A、 B和/或C,该组合物可以4又含A;仅含B; 4又含C;含A和B;含A和C;含B和C;或含A、 B和C。
本文所用的术语"平均链长"是指该聚合物中重复单元的平均数。对聚酯而言，平均链长是指重复酸和醇单元的数量。平均链长与数均聚合度(DP)同义。可以通过本领域技术人员已知的各种方式测定平均链长。例如，1H-NMR可用于基于端基分析直接测定链长，光散射可用于测量重均分子量，其具有用于测定链长的相关性。通常基于与凝胶渗透色语(GPC )测量和/或粘度测量的相关性计算链长。
本文所用的术语"包含，，是用于从该术语前记载的对象过渡到该术语后记载的一个或多个要素的开放性过渡术语，其中该过渡术语后列举的该 一 个或多个要素并不必然是构成该对象的仅有要素。
本文所用的术语"含有"具有下面提供的与"包含"相同的开放含义。本文所用的术语"转化率"用于描述经过酯化的物流的液相的性质，其中该酯化物流的转化率是指原始酸端基中已转化(即酯化)成酯基团的百分比。转化率可以量化为转化的端基(即醇端基)数除以端基总数(即醇+酸端基)，以百分比表示。
本文所用的术语"直接接合"是指两个器具不借助直径明显窄于这两个器具的中间连接器而彼此流体连通地接合的方式。
本文所用的术语"酯化"既指酯化反应又指酯交换反应。
本文所用的术语"具有"具有与上文提供的"包含"相同的开放含义。
本文所用的术语"水平延伸的"是指最大水平尺寸大于最大垂直尺寸。本文所用的术语"包括"具有与上文提供的"包含"相同的开放含义。本文所用的术语"机械搅动，，是指由靠着反应介质或在反应介质内
本文所用的术语"开放流动面积"是指可供流体流动的开放面积，其中沿与流过开孔的方向垂直的平面测量该开放面积。
本文所用的术语"管"是指具有大致圆柱形侧壁的基本直的细长管状构件。
本文所用的术语"聚对苯二曱酸乙二酯"和"PET"包括PET均聚物和PET共聚物。
本文所用的术语"聚对苯二曱酸乙二酯共聚物"和"PET共聚物"是指已经用一种或多种外加共聚单体改性最多10摩尔。/。的PET。例如，术语"聚对苯二曱酸乙二酯共聚物"和"PET共聚物"包括以100摩尔％羧酸为基础，用最多10摩尔％间苯二曱酸改性的PET。在另一实例中，术语"聚对苯二甲酸乙二酯共聚物"和"PET共聚物"包括以100摩尔％二醇为基础，用最多10摩尔％1,4-环己烷二曱醇(CHDM)改性的PET。
本文所用的术语"聚酯"不仅是指传统聚酯，还包括聚酯衍生物，例如聚醚酯、聚酯酰胺和聚醚酯酰胺。
本文所用的"主要为液态的"是指多于50体积％液体的。本文所用的术语"反应介质"是指经受化学反应的任何介质。本文所用的术语"残基"是指如下部分其是化学物类在特定反应方案或随后的配方或化学产品中的所得产物，无论该部分是否实际由这些化学物类获得。
本文所用的术语"蒸气副产物"包括由所需化学反应产生的蒸气(即蒸气共同产物)和由反应介质的其它反应(即副反应)产生的任何蒸气。本文所用的术语"垂直延伸的"是指最大垂直尺寸大于最大水平尺寸。
权利要求不受公开实施方案的限制
上述本发明的示例性实施方案仅用作举例说明，不应限制性地用于解释所要求保护的发明的范围。本领域技术人员可以容易地在不脱离如下列权利要求书阐述的本发明的范围的情况下对上述示例性实施方案作出各种修改。
权利要求
1.方法，包括在包含水平延伸的反应器区段的反应器中使反应介质发生化学反应，随着所述反应介质行经所述反应器，所述反应介质流过所述反应器区段，其中所述第一反应器区段包含第一水平延伸的管状构件和基本位于所述第一管状构件内的第一塔盘，其中所述第一塔盘延伸所述第一管状构件的长度的至少一半，其中至少一部分所述反应介质以一个方向在所述第一塔盘上流动并以大致相反的方向在所述第一管状构件的底部上流动。
2. 权利要求1的方法，其中所述反应器进一步包含垂直延伸的集管和接合到所述集管上并从所述集管向外延伸的至少两个水平延伸的、垂直间隔的反应器区段，其中所述集管提供所述反应器区段之间的流体连通，其中在所述反应介质从所述反应器区段之一向所述反应器区段另一行进时，所述反应介质向下通过所述集管，其中所述反应器区段每个都包含细长管和基本位于所述管内的塔盘，其中所述管和所述塔盘基本水平取向，其中所述管具有2:1至50:1的长径(L:D )比，其中所述塔盘具有至少0.75L的长度，其中至少一部分所述反应介质以一个方向在所述塔盘上流动并以大致相反的方向在所述管的底部上流动。
3. 权利要求l-2的方法，其中所述反应介质包含缩聚进料，其包含平均链长为5至50的PET。
4. 权利要求2-3的方法，其中在所述至少两个所述反应器区段中进行的所述化学反应的蒸气副产物在所述集管中合并，并经由位于所述集管顶部附近的蒸气出口离开所述反应器。
5. 权利要求2-4的方法，其中所述化学反应的主要为液态的产物经由位于所述集管底部附近的液体出口离开所述反应器。
6. 权利要求2-5的方法，其中所述集管的高宽(H:W)比为2:1至20:1，其中L为3.05至61米(10至200英尺)且D为0.31至6.1米(1至20英尺)。
7. 权利要求l-6的方法，其中所述反应介质包含液体，在所述液体中进行所述化学反应，且所述液体包含泡沫部分和主要为液态的部分。
8. 权利要求l-7的方法，其中所述化学反应包含缩聚，其中所述反应介质的平均链长在所述反应器中提高至少10。
9. 权利要求3-8的方法，其中所述缩聚进料的液相具有5至50的平均链长。
10. 权利要求3-9的方法，其中所述缩聚进料保持在220至"0。C的温度，其中所述反应器中的蒸气空间压力保持在0至3999.6 Pa ( 0至30torr)的范围。
11. 权利要求3-10的方法，其中所述PET是包含至少90摩尔％对苯二曱酸乙二酯重复单元和最多10%的外加共聚单体重复单元的PET共聚物。
12. 权利要求11的方法，其中所述外加共聚单体重复单元衍生自选 自间苯二甲酸、2,6-萘-二羧酸、1,4-环己烷-二甲醇、二乙二醇和其中两种或更多种的组合的外加共聚单体。
13. 权利要求12的方法，其中所述外加共聚单体包含间苯二甲酸。
14. 权利要求1-13的方法，进一步包括从所述反应器的产物出口移出产物，其中所述反应介质在所述反应器中形成所述产物，其中所述产物的It.V.为0.3至1.2 dL/g。
15. 反应器，其包含第一水平延伸的反应器区段，其中所述第一反应器区段包含第一细长管状构件和基本位于所述第一管状构件内的第一塔盘，其中所述第一塔盘延伸所述第一管状构件的长度的至少一半并将所述第一管状构件的内部分成第一上室和下室，其中所述第一反应器区段限定紧邻所述第 一反应器区段的 一端的第 一 内部流道，以允许所述上室和下室之间的流体连通。
全文摘要
可用于促进流过其的反应介质中的化学反应的多级管式反应器。该管式反应器可以包括水平延伸的反应器区段，其含有将该反应器区段的内体积分成上室和下室的塔盘。该反应介质可以以大致相反的方向流过上室和下室。
文档编号C08G63/00GK101687172SQ200880024462
公开日2010年3月31日 申请日期2008年7月7日 优先权日2007年7月12日
发明者B·R·德布勒因, D·A·斯莱格, L·C·温德斯, M·P·埃卡特, T·L·杨特 申请人:伊士曼化工公司