專利名稱：聚烯烴的生產方法
技術領域：
本發(fā)明涉及生產烯烴聚合物組合物、尤其是聚乙烯的改進方法，所述方法將兩個 細長的管狀閉環(huán)反應區(qū)(或所謂的“漿料環(huán)路”聚合反應器)與在所述兩個反應區(qū)之間并 受到優(yōu)化控制的固體濃縮設備合并在一起，以實現(xiàn)期望的反應器和下游固體濃度。
背景技術：
使用兩個串聯(lián)反應器生產烯烴聚合物組合物的普通應用在現(xiàn)有技術中已有描述， 并由美國專利No. 6，586，537進行改進，其公開內容在此以其全文引為參考。在‘537專利 中，描述了適合用于生產烯烴聚合物等級、包括含有聚合物(A)和聚合物(B)的乙烯聚合物 組合物的方法，所述聚合物(A)和聚合物(B)具有不同共聚單體含量和不同分子量。這種 聚合物等級在工業(yè)上被稱為“雙峰”或“多峰”等級。使用兩個串聯(lián)反應器生產雙峰PE等 級及其具體優(yōu)點公開在美國專利No. 6，225，421 (Solvay Polyolefins)中，其公開內容在此 以其全文引為參考。在WO 2006/015807中公開了在兩個反應區(qū)之間使用利用了分餾器的 中壓輕質氣體移除系統(tǒng)，其公開內容在此引為參考。盡管‘537專利所述的總體方法公開了水力旋流器的使用，但是其未公開使用這 種濃縮器裝置來控制反應器內部或水力旋流器下游的固體濃度的方法。相反地，所述‘537 專利僅使用水力旋流器來提高從一個反應區(qū)送至下一個反應區(qū)的聚合物懸浮液中的固體 濃度。令人期望的是，應該有這樣一種方法，即該方法對從一個反應區(qū)送至下一個反應 區(qū)的聚合物懸浮液中的固體含量提供精確控制，使得可容易地生產具有精確單體比例的聚 合物。此外，期望具有這樣一種方法，即該方式使得可在同一反應器設備上生產具有不同單 體濃度的多種聚合物。必需進行精確的固體控制，以便既要控制第一反應器中的產率，又要 使得雙峰生產所需要的后續(xù)H2移除最優(yōu)化。此外，由于精確的固體控制降低了反應器內的 堵塞，由此縮短了用于清掃的停工期。本發(fā)明提供了一種優(yōu)化的方法，所述方法克服了現(xiàn)有技術系統(tǒng)的缺點，能夠使用 廣范圍的齊格勒(Ziegler)催化劑或鉻催化劑來生產雙峰或單峰等級。


圖1是顯示第一反應區(qū)和第二反應器區(qū)、以及反應器之間的固體濃縮器和輕質氣 體移除系統(tǒng)的示意圖。

發(fā)明內容
本發(fā)明涉及一種在串聯(lián)構造的至少兩個細長的管狀閉環(huán)反應區(qū)(即，漿料環(huán)式反 應器)內生產烯烴聚合物組合物的方法。根據(jù)本發(fā)明的方法，在所述兩個反應區(qū)之間提供 固體濃縮設備。對所述固體濃縮設備進行優(yōu)化控制以獲得制備含“雙峰樹脂”的一系列聚 合物組合物所需要的適宜的反應器和下游固體濃度，其中在反應器之間對氫氣進行分離是重要的。優(yōu)選實施方案詳述根據(jù)本發(fā)明的方法，在稀釋劑(D)和催化劑存在下在第一反應區(qū)或反應器中對至 少一種烯烴如乙烯進行連續(xù)聚合，從而生產在反應區(qū)內循環(huán)的、包含稀釋劑(D)和烯烴聚 合物如聚乙烯的固體粒子的漿料或懸浮液(S)。根據(jù)本發(fā)明的優(yōu)選實施方案，將所述漿料 (S)稀釋至固體濃度比第二物流低至少0.1重量％，從而制得稀釋的漿料。在根據(jù)本發(fā)明 的“雙峰”法中，在第一反應區(qū)內制備了低分子量材料，并通常使用氫氣來控制分子量。這 種“第一嵌段(block) ”材料典型地為均聚物或接近均聚物。然后，優(yōu)選在連續(xù)基礎上，將循環(huán)的聚合物漿料/懸浮液( 的一部分從反應器中 抽出并送至濃縮器中，所述濃縮器優(yōu)選為水力旋流器，在水力旋流器中，另一方面，形成了 包含稀釋劑(D)和催化劑細粒的貧聚合物的第一物流(F)和包含聚合物(A)粒子的濃縮懸 浮液(CS)的第二物流，并將它們分離。優(yōu)選地，抽出第一反應區(qū)中約直至約20%的循環(huán)漿料并送至濃縮器中。更優(yōu) 選地，抽出第一反應區(qū)中約直至約5%的循環(huán)漿料并送至濃縮器中?？梢酝ㄟ^任意已知手段，例如連續(xù)地或通過沉降腿(settling legs)或連續(xù)抽出 與不連續(xù)抽出的組合，將聚合物懸浮液( 從反應器環(huán)路的任意位置抽出。優(yōu)選從環(huán)路中 反應漿料最濃的位置抽出，例如從環(huán)路下方水平部分的向上翻起的彎曲的外側抽出?；蛘撸?可從代表了環(huán)路中平均固體濃度的環(huán)路位置處抽出，例如從彎曲或障礙物(obstacle)下 游的多于10 20個管直徑的垂直的、優(yōu)選向上流動的部分處抽出。優(yōu)選從試劑(例如單 體)和催化劑進料處的上游位置處抽出。在等于第二物流(CS)總流速的至少0.4倍、優(yōu)選至少0.8倍、最優(yōu)選大于1.0倍的 受控流速下，將第一物流(F)抽出并循環(huán)至第一聚合反應器中。物流(F)的流速可以變化， 以控制第一聚合反應器內聚合物懸浮液(S)的固體濃度的平均重量百分比，同時保持第二 物流(⑶)中較高固體濃度。優(yōu)選將物流CS的固體濃度保持為比物流S的固體濃度大5 30重量百分比(重量％ )，更優(yōu)選大15 30重量％，最優(yōu)選大20重量％?？梢詫f(物流F的流速)與Qcs(物流CS的流速)之比進行調節(jié)，以優(yōu)化物流 CS中的漿料濃度和/或反應器的產率。優(yōu)選對Qf與Qcs之比進行調節(jié)，以將第一聚合區(qū)內 催化劑的產率保持在比繞過濃縮器容器時大至少10%的水平。更優(yōu)選地，所述反應器的產 率為提供的每一磅催化劑可生產至少10000磅的烯烴聚合物。反應器的產率將會受到在物 流F中返回反應器的未反應催化劑的量的影響。優(yōu)選在反應器環(huán)路泵的下游抽出物流S并 將物流F返回至環(huán)路泵的上游，從而利用泵的壓差來驅動所述漿物流。優(yōu)選泵送物流S或 物流F以對循環(huán)的漿物流進行另外的控制并為固體濃縮步驟提供另外的能量。在所述方法的優(yōu)選實施方案中，通過開式葉輪離心泵，將離開濃縮器的物流F泵 送回第一反應區(qū)。通過改變泵的速度來控制這種回流。以這種方式，能夠控制Qf與Qcs之 比。根據(jù)本發(fā)明的方法，所述濃縮器使得包含第一反應區(qū)的反應器能夠在物流(S)中 的固體為40重量％以下運行，同時在物流(CS)中實現(xiàn)了明顯更高的固體。在反應器低固 體下運行，使得第一反應器更穩(wěn)定，例如更少堵塞，導致總體可靠性更高。關于適用于“雙 峰”生產的方法的優(yōu)選實施方案，為了最好地發(fā)揮下游氫氣移除設備的功能，離開濃縮器的所抽出濃縮漿料物流(⑶)的固體濃度優(yōu)選為>45重量％的固體。任選地，本發(fā)明的方法可包括對將第一反應區(qū)連接至濃縮器的管線的接頭進行稀 釋劑沖洗并在第一反應區(qū)和濃縮器之間引入受控的稀釋劑流，這降低了抽出的物流中未反 應單體和氫氣的濃度，從而有助于下游設備的減負。在一個優(yōu)選實施方案中，任選在加熱之后，使用例如在常規(guī)雙管道漿料加熱器中 的減溫蒸汽，將濃縮漿料(⑶)引入輕質氣體(例如H2和乙烯)移除系統(tǒng)中，所述輕質氣 體移除系統(tǒng)包含在低于第一反應器壓力的中等壓力(> 50且< 300磅力/平方英寸表壓 (psig))下運行的攪拌的蒸汽夾套式閃蒸容器。優(yōu)選將包含塔頂冷凝器的分餾塔直接連接 至上述閃蒸容器的蒸汽側。所述方法的這種優(yōu)選實施方案通過將固體濃縮器的效果與輕質氣體移除系統(tǒng)的 效果合并而提高了氫氣和輕質氣體的總移除效率。這種方法構造盡管是為了雙峰生產而設 計的，但是也能夠將其用于單峰生產，且其可使得在反應器之間對氣體和聚合物進行取樣， 能夠用于反應器的質量控制。在所述閃蒸容器上的蒸汽夾套的功能與管式重沸器類似，因為它在分餾塔的底部 提供熱，但是具有攪拌罐收集固體的優(yōu)點。蒸汽向塔的上部移動，且大部分稀釋劑以及所有 的重質共聚單體如己烯通過塔頂冷凝器進行冷凝并作為液體與所有被洗滌掉的PE細粒一 起落下至閃蒸器內。通過添加循環(huán)稀釋劑，將閃蒸容器中的固體濃度典型控制在約45 50 重量％的固體。所述方法能夠使用含重質共聚單體的循環(huán)稀釋劑，如含己烯的異丁烷(與 純的稀釋劑如純的異丁烷相比)，這減少了對純稀釋劑的需求。在所述塔頂冷凝器中，將塔頂蒸汽從塔的頂部除去并送至循環(huán)系統(tǒng)以進行回收或 用于在線分析，所述塔頂蒸汽因向塔下方移動的液體稀釋劑流的洗滌作用而不含聚合物細 粒。然后，使用離心泵、優(yōu)選一系列開式葉輪離心泵，將液相中輕質氣體濃度下降的濃縮懸 浮液(Cs’)從中等壓力的閃蒸容器的底部進行泵送。通過使用循環(huán)管線可對經過離心泵 的總流速進行控制且其中通過串聯(lián)至少兩個泵而產生的總頭壓力(head pressure)為至少 250psi。物流CS，典型地具有30重量％ 60重量％、優(yōu)選40 50重量％的漿料濃度，且 氫氣濃度小于0. 008重量％。使用分餾塔降低了聚合物漿料中分子量小于30道爾頓的成分(通常稱作“輕質氣 體”)的濃度。此外，濃縮的懸浮液(CS’)物流中氫氣的濃度相對于第一反應區(qū)抽出的漿料 中氫氣的濃度降低了約80 約99重量％。另外，所述塔的洗滌作用除去了塔頂氣體所攜帶的少量聚合物粒子(或細粒)。直 接離開分餾塔的塔頂氣體含有小于0.01重量％的聚合物粒子或細粒。根據(jù)本發(fā)明的方法，第二濃縮懸浮液物流具有30重量％ 約65重量％、最優(yōu)選50 重量％ 約60重量％的固體濃度。在所述方法的一個任選的優(yōu)選實施方案中，所述塔頂冷凝器為直接連接至洗滌塔 頂部的螺流式冷凝器。與現(xiàn)有技術相比，使用直接連接的螺流式冷凝器簡化了將回流至塔 頂?shù)囊后w的返回并使塔內可能的浪涌最小化(與標準的管殼式塔頂冷凝器相比)。優(yōu)選地，約5 約50體積％的濃縮懸浮液(CS’)物流循環(huán)回到閃蒸容器內的漿料 中，這能夠進一步提供容器內的攪動，并任選能夠將一部分循環(huán)的懸浮液除去以進行處理， 從而分離出固體聚合物粒子的樣品以用于質量控制分析。更優(yōu)選地，將約10 約40體積％的濃縮懸浮液(CS’)物流循環(huán)回到閃蒸容器內的漿料中。將未經上述循環(huán)的(CS’)物流的 一部分送至第二聚合反應器，在所述反應器內至少一種烯烴被聚合，以形成烯烴聚合物(B) 并產生包含稀釋劑(D)和烯烴聚合物組合物粒子的懸浮液(S’)，所述烯烴聚合物組合物包 含聚合物(A)和聚合物(B)。在替代實施方案中，將全部的聚合物粒子濃縮懸浮液供應至第 二聚合區(qū)中。優(yōu)選地，第二聚合區(qū)內聚合物懸浮液的固體含量大于第一聚合區(qū)內聚合物漿 料(S)的固體含量。更優(yōu)選地，第二聚合區(qū)內聚合物懸浮液的固體含量比第一聚合區(qū)內聚 合物漿料( 的固體含量大至少10重量％。本發(fā)明的方法還可包括向第二聚合反應器區(qū)添加具有約30重量％ 約60重量％ 固體濃度的第二濃縮聚合物懸浮液(CS”)以產生具有來自兩種聚合物懸浮液的粒子的烯 烴聚合物懸浮液的步驟。為了任選使用在美國專利6，225，421中公開的用于生產“雙峰”樹脂的方法，在第 二聚合反應器內添加高分子量的嵌段，并添加非常低水平的氫氣以控制分子量。與上游反應器的情況相同，可以使用任意已知技術從第二聚合反應器中抽出聚合 物懸浮液(S’)。然后，將抽出的物流進行后續(xù)處理，從而將聚合物產物與未反應的單體和 稀釋劑分開。如本文中所使用的術語“烯烴聚合物”包含烯烴的均聚物和烯烴的共聚物兩者，同 時一種或多種其他烯烴(或單體)能夠與所述烯烴發(fā)生共聚。優(yōu)選的烯烴可以選自包含 2 12個碳原子的1-烯烴，包括乙烯、丙烯、丁烯、己烯和辛烯。本發(fā)明的方法適用于生產烯烴聚合物，更特別適合生產乙烯聚合物組合物。其非 常適合于獲得包含聚合物(A)和聚合物(B)的乙烯聚合物組合物，所述聚合物(A)和聚合 物(B)具有不同的共聚單體含量和不同的分子質量(即“雙峰”等級)，但也適用于在所有 聚合區(qū)內具有幾乎相同的共聚單體含量和分子質量的等級(即“單峰”等級)。所述稀釋劑(D)可以是在聚合條件下是液體的任意稀釋劑且在那些條件下形成 的大部分聚合物在其中不溶解。所述稀釋劑優(yōu)選為含有3 8個碳原子的無環(huán)脂族烴，尤 其是可以選自丙烷、異丁烷、戊烷和己烷。在所述聚合步驟中，通?？梢岳斫?，除了一種或多種烯烴和稀釋劑之外，還可存在 其他化合物，包括助催化劑(特別是烷基化物(alkyls))和其他的分子量控制劑如氫氣。所 述助催化劑可選自烷基鋁如三乙基鋁或TEAL、三異丁基鋁或TIBAL、乙基二氯化鋁或EADC、 以及二乙基氯化鋁或DEAC。在所述聚合步驟中，可使用使烯烴發(fā)生聚合的任意催化劑。這些可包括齊格勒型 催化劑、基于鉻或釩的催化劑、茂金屬催化劑、以及基于過渡金屬的那些催化劑。術語“分餾塔”或“分餾器”是指由至少2個級構成并具有塔頂冷凝器的任何分餾 裝置。所述塔的內部構件優(yōu)選為能夠處理一部分固體而不會堵塞的2塊以上的塔板(更優(yōu) 選4塊以上)(優(yōu)選“雙流動”型)。優(yōu)選地，所述塔頂冷凝器為直接連接至分餾塔的頂部的 螺流式冷凝器。所述方法的任選實施方案在第二反應區(qū)或反應器與下游設備之間提供了一種水 力旋流濃縮分離器。與關于第一反應器所述的方法相同，這用于對固體進行進一步濃縮以 對下游的循環(huán)設備減負并將未反應的催化劑和“細?！毖h(huán)回到第二反應器中。
具體實施例方式實施例1使用本發(fā)明所述的方法以及圖1中所述的設施生產了雙峰等級的聚合物。在裝 有異丁烷的第一環(huán)式反應器1中利用齊格勒型催化劑連續(xù)地對乙烯進行聚合，從而形成包 含約35重量％乙烯均聚物粒子的懸浮液。所述反應器1中的溫度為約205° F，且壓力為 約550psig。以10千磅/小時(kpph)的速率連續(xù)地向反應器9供應乙烯。通過管線3以 51kpph的速率連續(xù)地抽出一部分在反應器1中形成的聚合物粒子的懸浮液。以Skpph的總 速率向反應器1供應異丁烷稀釋劑。將通過管線19供應的這種循環(huán)異丁烷稀釋劑流的一 小部分(Ikpph)與離開反應器1的聚合物懸浮液合并。如此稍微稀釋的懸浮液包含約34 重量％的聚合物粒子并連續(xù)地被送至水力旋流分離器4中。利用泵6的速度控制和控制閥 5對水力旋流分離器的分離進行控制，從而使得物流(F)離開水力旋流器并通過管線7在 32kpph的速率下返回至反應器1，且濃縮的懸浮液(⑶)通過管線8在ISkpph的速率下離 開水力旋流器。返回至反應器1的物流(F)包含約18重量％的聚合物粒子，且各液體組分 的流速為異丁烷^kpph、乙烯272pph和壓8. 4pph。所述懸浮液(⑶)包含56重量％的聚 合物粒子，且各液體組分的流速為異丁烷8kpph、乙烯126pph和氫氣4. Ipph0借助于下泄 閥5經管線8將懸浮液(CS)送至容器12，所述容器12內的壓力為約140psig。通過管線 18在2kpph的流速下將來自循環(huán)系統(tǒng)的異丁烷稀釋劑和己烯引入容器12內。在容器12底 部收集的所生成的聚合物懸浮液包含約50重量％的聚合物粒子。在容器12中收集的聚合 物懸浮液的溫度為約157° F。用于容器12的夾套內的蒸汽流速為1200pph。來自容器12 頂部的輕質氣體向上移動而通過分餾塔25，其中未被塔頂冷凝器16冷凝的氣體通過管線 17排除。塔頂氣體的溫度為92° F。在容器12中收集的懸浮液中剩余H2的總濃度為 0.00058重量％。與塔頂輕質氣體流一起離開的異丁烷稀釋劑和乙烯的流速分別
和 108pph。通過泵10和11將脫氣的懸浮液從容器12泵送出去并通過管線14將該物流的一 部分返回至容器12，同時通過管線13在約20kpph的流速下將所述物流的剩余部分引入反 應器2中。在14kpph的速率下，還直接向反應器2中添加異丁烷稀釋劑和己烯的物流。反應 器2中的溫度和壓力條件分別為185° F和425psig。所述反應器2中的己烯濃度為約5. 8 重量％。以44kpph的總流速從反應器2中抽出聚合物組合物粒子的懸浮液的一部分，且該 懸浮液包含約45重量％的聚合物組合物粒子，所述聚合物組合物包含乙烯均聚物和乙烯/ 己烯共聚物。總的聚合物流速為約20kpph。將抽出的懸浮液送至聚合物分離工序，其中將聚合物物流與稀釋劑和未反應的單 體分開，所述稀釋劑和未反應的單體做進一步處理以進行回收。實施例2作為與現(xiàn)有技術方法的比較，除了省略了從反應器1轉移到水力旋流器4之外，再 次重復執(zhí)行實施例1中所述的方法來生產雙峰等級的聚合物。將反應器1的條件和聚合速 率保持為與實施例1中的相同，且分別以IOkpph的速率和25pph的速率連續(xù)地向反應器1 供應乙烯和氫氣。反應器1的異丁烷稀釋劑的需要量為18. 5kpph。將從聚合反應器1抽出的聚合物懸浮液直接送入中等壓力的閃蒸容器12內，所述聚合物懸浮液包含約35重量％ 的乙烯均聚物粒子。在接近于零的流速下將來自循環(huán)系統(tǒng)的異丁烷稀釋劑和己烯通過管線 18引入容器12內，使得不會對在容器12底部收集的聚合物懸浮液造成進一步稀釋，所述 聚合物懸浮液包含約35重量％的聚合物粒子。容器12的壓力與實施例1中的相同。將用 于容器夾套內的蒸汽流速保持為與實施例1中的相同。塔頂氣體的溫度為92° F，且容器 12內的溫度為153° F。在容器12內收集的懸浮液中剩余吐的總重量濃度為0. 00095重 量％。與塔頂輕質氣體流一起離開的異丁烷稀釋劑和乙烯的流速分別為753pph和273pph。在約28. 5kpph的流速下通過管線13將脫氣懸浮液引入反應器2中。將所述環(huán)式 反應器2保持在與先前實施例相同的條件下并分別以IOkpph和556pph的速率連續(xù)地向其 中供應補加的乙烯和己烯。在5. 5kpph的速率下直接向反應器2添加異丁烷稀釋劑和己烯 的物流。從反應器2抽出的聚合物懸浮液的流速和組成與實施例1中的相同。比較實施例1和實施例2，顯示了在相同的“雙峰”樹脂生產速率下水力旋流器對 輕質氣體移除設備的補償作用(其中反應器之間的H2移除效率很重要)。對于產量為約 IOkpph的第一反應器，在傳遞至第二反應器的液體中剩余的％ H2在優(yōu)選的實施例1方法中 明顯較低，為0.00058%，而實施例2的方法為0.00095% (不是根據(jù)本發(fā)明的)。另外，通 過管線17離開的輕質氣體流中異丁烷和乙烯的流速，實施例1的方法要明顯低于實施例2， 所述異丁烷和乙烯將必須另外進行處理以對其再使用。異丁烷和乙烯的這些流速，實施例1 分別為299pph和108pph,實施例2分別為753pph和273pph。另外，在實施例2 (不是根據(jù) 本發(fā)明)中，泵10和11必須為反應器2提供^kpph的流速，而實施例1中為20kpph(同 時泵發(fā)動機的功率需求更低)實施例1和2的比較表明，本發(fā)明的方法使得H2和乙烯輕質氣體可與離開第一反 應器的聚合物粒子進行有效分離而不會過度損失稀釋劑且不會過度消耗動力，同時使得所 述第一反應器能夠在優(yōu)選< 40重量％固體濃度下以受控的方式運行。
權利要求
1.生產烯烴聚合物組合物的方法，該方法包括以下步驟(a)提供至少一種烯烴用于在存在稀釋劑和催化劑的條件下在第一反應區(qū)中進行連續(xù) 聚合，以產生在反應區(qū)內循環(huán)且包含稀釋劑和烯烴聚合物的固體粒子的漿料，(b)抽出部分循環(huán)漿料并將其送入濃縮器，在那里漿料被分離成兩個物流，該物流包括(1)包含稀釋劑和催化劑和/或聚合物的貧聚合物物流；和(2)包含聚合物粒子的濃縮懸浮液的第二物流；(c)在等于第二物流總流速的至少0.4倍的受控流速下，將貧聚合物物流循環(huán)至第一 聚合反應區(qū)；和(d)將含聚合物粒子的第二物流的一部分轉移至第二聚合反應器區(qū)。
2.如權利要求1所述的方法，其中在進入第二反應器區(qū)之前，通過分餾塔對第二物流 的至少一部分進行分餾。
3.如權利要求2所述的方法，其中直接離開分餾塔的塔頂氣體含有<0.01重量％的聚 合物粒子或細粒。
4.如權利要求1所述的方法，其中進入第二反應器區(qū)的氫氣的濃度降至從第一反應器 區(qū)抽出的漿料中氫氣濃度的約80 約99重量％。
5.如權利要求1所述的方法，其中第二物流懸浮液具有30重量％ 約65重量％之間 的固體濃度。
6.如權利要求5所述的方法，其中第二物流懸浮液具有50重量％ 約60重量％之間 的固體濃度。
7.如權利要求1所述的方法，其中第一反應區(qū)中循環(huán)漿料的約直至約20%被抽出 并送至濃縮器。
8.如權利要求7所述的方法，其中第一反應區(qū)中循環(huán)漿料的約直至約5%被抽出并 送至濃縮器。
9.如權利要求1所述的方法，其中對第一物流的流速進行控制，以將第二物流中的固 體含量保持為大于第一聚合反應區(qū)內的聚合物漿料的固體含量。
10.如權利要求9所述的方法，其中第二物流中的固體含量比第一聚合反應區(qū)內的聚 合物漿料的固體含量大約15重量％ 30重量％。
11.如權利要求9所述的方法，其中將漿料稀釋到固體濃度比第二物流低至少0.1重 量％，從而產生稀釋的漿料。
12.如權利要求1所述的方法，其中對第一物流的流速進行控制，以將第一聚合區(qū)內的 催化劑產率保持在比繞開濃縮器容器時大10%。
13.如權利要求1所述的方法，其中被送入濃縮器的漿料被連續(xù)地從第一聚合區(qū)抽出。
14.如權利要求1所述的方法，其中濃縮器為水力旋流分離器。
15.如權利要求14所述的方法，其中催化劑產率為所提供的每一磅催化劑至少10，000 磅的烯烴聚合物。
16.如權利要求1所述的方法，其中第一物流在第二物流的總流速的0.8倍以上的速率 下運行。
17.如權利要求9所述的方法，其中將第二物流中的固體含量控制到比第一聚合反應區(qū)內的聚合物漿料的固體含量大至少20重量％。
18.如權利要求1所述的方法，其中第二聚合區(qū)內的聚合物懸浮液的固體含量比第一 聚合區(qū)內的聚合物漿料的固體含量大。
19.如權利要求18所述的方法，其中第二聚合區(qū)內的聚合物懸浮液的固體含量比第一 聚合區(qū)內的聚合物漿料的固體含量大至少10重量％。
20.如權利要求2所述的方法，其中分餾塔在比第一反應區(qū)的壓力低約50psig 約 300psig的壓力下運行。
21.如權利要求20所述的方法，其還包括下述步驟向第二聚合反應器區(qū)添加具有約 30重量％ 約60重量％的固體濃度的第二濃縮聚合物懸浮液，以產生具有來自兩種聚合 物懸浮液的粒子的烯烴聚合物懸浮液。
22.如權利要求1所述的方法，其中第二物流被送至分餾塔，從該分餾塔收集具有約30 重量％ 約60重量％的固體濃度的第二濃縮聚合物懸浮液并將其轉移至第二聚合區(qū)。
23.如權利要求20所述的方法，其中分餾塔是由至少2個級組成并具有塔頂冷凝器的 任意分餾裝置。
24.如權利要求23所述的方法，其中塔頂冷凝器是直接連接至分餾塔的頂部的螺流式 冷凝器。
25.如權利要求2所述的方法，其中使用一個或多個開式葉輪離心泵將從分餾塔底部 收集的部分或全部的脫氣漿料泵送至第二聚合反應區(qū)。
26.如權利要求25所述的方法，其中通過使用循環(huán)管線控制通過離心泵的總流速。
27.如權利要求25所述的方法，其中通過串聯(lián)的至少兩個泵產生的總頭壓力為至少 250psio
28.如權利要求1所述的方法，其中用于聚合的催化劑是齊格勒型催化劑。
29.如權利要求1所述的方法，其中用于聚合的催化劑是基于鉻的催化劑。
30.如權利要求1所述的方法，其中用于聚合的催化劑是茂金屬催化劑。
全文摘要
本發(fā)明涉及聚烯烴的生產方法。本發(fā)明涉及生產烯烴聚合物組合物、尤其是聚乙烯的改進的方法，所述方法將兩個伸長的管狀閉環(huán)反應區(qū)(或所謂的“漿料環(huán)路”聚合反應器)和位于所述兩個反應區(qū)之間的固體濃縮器合并在一起，對所述固體濃縮器進行優(yōu)化控制以獲得制備包含“雙峰”聚合物的一系列聚合物組合物所需要的期望的反應器濃度和下游固體濃度，其中在反應器之間對氫氣進行分離是重要的。本發(fā)明還涉及用于實施所述方法的設施。
文檔編號C08F2/01GK102120784SQ20101060194
公開日2011年7月13日 申請日期2010年12月17日 優(yōu)先權日2009年12月17日
發(fā)明者瓦西姆·拉希梅, 馬克·A·格斯納 申請人:伊內奧斯美國公司