CN112250778A - 一种丙烯聚合物的生产方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种丙烯聚合物的生产方法。聚合单体、聚合催化剂体系和氢气首先进入环流反应器进行液相本体聚合，从环流反应器中连续取出聚合物的颗粒浆料，进入第一卧式反应釜的前端继续进行聚合反应；从第一卧式反应釜中连续取出聚合物的颗粒，进入第二卧式反应釜的前端继续进行聚合反应。环流反应器中得到的聚合物颗粒质量占第二卧式反应釜出料中聚合物颗粒质量的10％以下；第一卧式反应釜与第二卧式反应釜之间设分离设备；第一卧式反应釜采用平直叶桨和框式桨的混合形式，第二卧式反应釜采用框式桨。本发明解决了现有技术中卧式反应釜易结块的问题并可以通过提高聚合物颗粒的粒径均匀度实现抗冲击性能更高的聚丙烯产品的生产。

Description

一种丙烯聚合物的生产方法

技术领域

本发明属于烯烃聚合技术领域，具体涉及一种三釜串联丙烯聚合物的生产方法。

背景技术

聚丙烯是合成树脂中发展最快的一个品种，随着丙烯聚合及催化技术的快速发展，聚丙烯的品种、牌号不断增加，应用范围不断扩展，聚丙烯已成为一种十分重要的合成材料。

聚丙烯的生产工艺之间的区别主要体现于反应器型式的不同，不同的反应器型式对应的聚合物的粒径均匀度不尽相同，其中尤以卧式反应器的聚合物粒径均匀度较好。

CN1228096公开了采用双卧式气相搅拌反应器串联的聚合工艺，该工艺在两个串联的卧式气相釜之间设置了物料转移装置，可实现两个反应器中采用不同的操作条件以生产性能更好的聚合物。卧式釜中的物料不处于流化状态，搅拌桨也不产生向前或向后对物料的推动作用，因而物料在卧式釜反应器内的流动状态接***推流，与等体积的单个全混釜相比，卧式搅拌反应器能在单台反应器内实现等同于多个全混釜串联操作的效果。由于在卧式反应器内物料的停留时间分布变窄，因此催化剂在卧式搅拌反应器中的返混和短路现象很少，具有催化剂利用率高、产物性质均匀的优点。

但丙烯聚合所用的齐格勒-纳塔催化剂在反应初期的活性很高，存在反应高峰，这时放热量很大。由于在卧式搅拌反应器中物料的停留时间分布接***推流，催化剂的初始浓度较高，因此反应在初始阶段尤为剧烈，从而在床层内部容易形成局部“热点”，若不及时采取措施，聚合物粉料有可能熔融而形成各种结块，从而影响装置的稳定生产。不同的搅拌器设计，反应器接***推流的程度是不同的，越接***推流的反应器，其粒径分布均匀性更好，但产生前述局部“热点”的可能性越大。显然，如果采用同一搅拌形式，这一矛盾无法解决。

中国专利CN108586644A提供了一种丙烯的多段聚合方法及装置，首先引入预聚合反应，然后进行两段液相本体聚合，使催化剂活性达到稳定，再进行两段气相聚合反应，得到的产品聚合物具有宽分子量分布和优异的力学性能和加工性能。其中之一为气相卧式搅拌釜反应器，其余均为全混釜反应器，显然该技术存在产品性质不均一等问题。

中国专利CN87100218提出了一种一段为液相本体聚合反应器，二段为卧式搅拌釜反应器的聚合方法。其中液相本体聚合反应器为全混流，卧式搅拌釜反应器为平推流反应器，全混流反应的占比通常较高或没有优化，产品的粒径均匀度不高。该方法中液相本体聚合产物和大量未反应物直接注入卧式釜中，所以虽然解决了卧式釜中局部“热点”问题，但不能在两个反应器中产生两种不同的反应条件，得不到性能更好的产品。

总之，现有技术存在产品粒径不均匀或产品性能不高和难以解决卧式釜局部“热点”等问题，仍然需要完美的解决方案。

发明内容

本发明发现不同的搅拌桨造成卧式搅拌釜接***推流的程度是不同的，因而高活性聚合催化剂加入反应器产生局部“热点”的风险也不同。本发明的研究表明，采用平直叶桨的卧式搅拌釜相当于3到4个全混釜，而采用框式桨的卧式搅拌釜相当于7到8个全混釜。本发明进而发现，在卧式釜前增加一个全混釜，既影响产品粒径的均匀性，也影响卧式釜产生局部“热点”的风险。本发明通过对全混釜与两个卧式釜的产率分配的优化和在卧式釜采用混合形式的搅拌桨设计，同时在两个卧式釜之间设置了分离设备用于实现两种可独立调控的反应条件，可以得到粒径均匀和高性能聚合物产品，同时卧式釜不产生局部“热点”、不易结块，因而操作稳定性更好。

本发明提供一种三釜串联丙烯聚合物的生产方法，所述方法包括：

步骤1，聚合单体、催化剂、烷基铝、外给电子体和任选的氢气首先进入环流反应器中，进行液相本体聚合，所述环流反应器连续产出聚合物的颗粒浆料；所述的聚合单体为丙烯，或者为丙烯与任选的一种或多种共聚单体，所述的共聚单体包括乙烯、C4-C6α-烯烃；

步骤2，从所述环流反应器中连续取出聚合物的颗粒浆料，进入带有搅拌桨的第一卧式反应釜的前端继续进行聚合反应；

步骤3，从所述第一卧式反应釜中连续取出聚合物的颗粒，进入带有搅拌桨的第二卧式反应釜的前端继续进行聚合反应。

根据本发明方法，所述第一卧式反应釜和/或第二卧式反应釜中加入聚合单体进行聚合反应，所述的聚合单体为丙烯，或者为丙烯与任选的一种或多种共聚单体；所述环流反应器中得到的聚合物颗粒质量占第二卧式反应釜出料中聚合物颗粒质量的10％以下，优选5％以下。

根据本发明方法，所述环流反应器与第一卧式反应釜之间不设分离设备。

根据本发明方法，所述第一卧式反应釜与第二卧式反应釜之间设分离设备。

根据本发明方法，所述第一卧式反应釜采用平直叶桨和框式桨的混合形式，第二卧式反应釜采用框式桨。

根据本发明方法，所述第一卧式反应釜中平直叶桨靠近进料口，且平直叶桨所在区域长度为后端框式桨区域长度的四分之一以下。

根据本发明方法，所述的两个相邻的平直叶桨之间的间隙小于0.1倍的平直叶桨宽度。

根据本发明方法，所述的两个相邻的框式桨之间的间隙为0.01倍-0.1倍框式桨宽度。

根据本发明方法，所述的相邻平直叶桨和框式桨之间的间隙小于0.01倍框式桨宽度

根据本发明方法，所述框式桨的宽度大于等于所述平直叶桨宽度的2倍。

根据本发明方法，所述平直叶桨和框式桨以搅拌轴同一圆周上的2n片均匀分布的桨叶为1组(n＝2-6)，每组中相邻两片桨叶之间的夹角为360/2n°。所述第一卧式反应釜的前段至多设有2n组平直叶桨，均匀分布在搅拌轴前段；所述第一卧式反应釜的后段至少设有3n组框式桨，均匀分布在搅拌轴后段。所述第二卧式反应釜中共设有4n组框式桨，均匀分布在搅拌轴上。

根据本发明方法的一种优选的实施方式，所述平直叶桨和框式桨以搅拌轴同一圆周上的4片均匀分布的桨叶为1组，每组中相邻两片桨叶之间的夹角为90°。所述第一卧式反应釜的前半段共设有4组平直叶桨，均匀分布在搅拌轴前半段；所述第一卧式反应釜的后半段共设有10组框式桨，均匀分布在搅拌轴后半段。所述第二卧式反应釜中共设有12组框式桨，均匀分布在搅拌轴上。

根据本发明方法，在步骤1中，所述环流反应器的反应温度为30～70℃，反应压力为2～5MPa。

根据本发明方法，在步骤2中，所述第一卧式反应釜的反应温度为50～80℃，反应压力为2～3MPa。

根据本发明方法，在步骤3中，所述第二卧式反应釜的反应温度为50～80℃，反应压力为2～3MPa。

根据本发明方法，第一卧式反应釜的搅拌桨转速为5-50转/分；第二卧式反应釜的搅拌桨转速为5-50转/分。

根据本发明方法，所述的第一卧式反应釜和/或第二卧式反应釜设有反应循环气的循环回路；循环回路中，反应循环气从反应釜顶部送出到冷凝器冷凝；经冷凝和气液分离后，液态丙烯(或丙烯与共聚单体)通过循环液泵从反应器顶部作为急冷液喷入，通过单体气化带走聚合反应热；不凝气则通过压缩机从反应器底部通入床层，使得整个床层处于“亚流化”状态。

根据本发明方法，所述的第一卧式反应釜和第二卧式反应釜间设置的分离设备包括接收罐和隔离罐；通过接收罐、隔离罐完成粉料输送与气相隔离，实现两种可独立调控的反应条件。

与现有技术相比，本技术具有如下优点：(1)通过设置环流反应器进行液相本体聚合并控制聚合量，再将浆液直接注入设置有平直叶桨的第一卧式反应釜前端继续进行聚合反应，可以有效防止催化剂的破碎，并促进催化剂的快速分散，从而避免形成热点以及颗粒结块，解决现有技术中卧式反应釜易结块的问题；(2)在第一卧式反应釜中采用平直叶桨和框式桨的混合桨型式，并控制前端平直叶桨的长度小于后端框式桨长度的1/4。由于采用平直叶桨的卧式搅拌釜相当于3到4个全混釜，因此在第一卧式反应釜前端使用平直叶桨可以保证催化剂快速分散；由于采用框式桨的卧式搅拌釜相当于7到8个全混釜，因此在第一卧式反应釜中后段采用框式桨，可以最大程度的减少颗粒返混，提高聚合物颗粒的粒径均匀度，同时在两个卧式釜之间设置了分离设备用于实现两种可独立调控的反应条件，有利于生产抗冲击性能更高的聚丙烯产品。

附图说明

图1是根据本发明的一个实施方式的三釜串联生产丙烯聚合物***的流程示意图。

图2是根据本发明的一个对比例的两釜串联生产丙烯聚合物***的流程示意图。

具体实施方式

下面结合具体实施方式对本发明做进一步阐述和说明。本发明中各个实施方式的技术特征在没有相互冲突的前提下，均可进行相应组合。

本发明所称的卧式反应釜普遍具有搅拌轴轴线方向与反应釜内物料主推进方向平行的特性。本发明通过桨形的选择，使卧式反应釜内搅拌桨基本不产生向前或向后对物料的推动作用，因而物料在卧式釜反应器内的流动状态接***推流，与等体积的单个全混釜相比，卧式搅拌反应器能在单台反应器内实现等同于多个全混釜串联操作的效果。卧式反应器内物料的停留时间分布变窄，因此催化剂在卧式搅拌反应器中的返混和短路现象很少，具有催化剂利用率高、产物性质均匀的优点。

本发明的平直叶桨和框式桨均是常见的搅拌桨形式，主要产生径向力；本发明研究发现，采用平直叶桨的卧式搅拌釜相当于3到4个全混釜；采用框式桨的卧式搅拌釜相当于7到8个全混釜。

在本发明的第一卧式反应釜中，将安装平直叶桨的区域称为搅拌轴的前端，将安装框式桨的区域称为搅拌轴的后端。典型但非限制性的，前端与后端的长度比，比如为1/10，1/8，1/6，1/5，1/4。

本发明的催化剂可以选用齐格勒-纳塔催化剂，齐格勒-纳塔催化剂广泛用于丙烯聚合方法中。齐格勒-纳塔催化剂通常包含固体齐格勒-纳塔催化剂组分，其包含第1至3族金属和第4至6族过渡金属、内部电子给体和任选的第13族金属的化合物作为基本组分。

用于制备丙烯聚合物的齐格勒-纳塔催化剂除了催化剂组分之外还包含助催化剂(通常为烷基铝)和外部电子给体(外给电子体)。

助催化剂的典型示例包含至少一种选自三烷基铝、二烷基氯化铝、烷基二氯化铝、烷基倍半氯化铝或它们的任何混合物的化合物。优选地，烷基是1至4个C原子的烷基，优选为乙基或异丁基。常用的助催化剂是三乙基铝。

外给电子体在本领域中是熟知的，包括醚类、酮类、胺类、醇类、酚类、膦类和硅烷类。本领域中已知的硅烷型外部给体通常是含有硅作为中心原子的含有Si-OCOR、Si-OR或Si-NR2键的有机硅烷化合物，其中R为具有1至20个碳原子的烷基、烯基、芳基、芳烷基或环烷基。优选为二异丁基二甲氧基硅烷。

实施例1：所述实施例1为年产45万吨均聚聚丙烯的工艺流程。0.7kg/h烷基铝催化剂，2kg/h矿物油，0.4kg/h给电子体二异丁基二甲氧基硅烷，3kg/h助催化剂三乙基铝与3400kg/h液相丙烯一起进入环流反应器1，在50℃、4.4MPaG下进行丙烯的聚合反应，生成的聚丙烯质量流量为1687kg/h。环流反应器1与第一卧式反应釜2之间不设分离设备，离开环流反应器1的物料直接进入第一卧式反应釜2的前端。

第一卧式反应釜2为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积180m³。聚合釜内的平直叶桨和框式桨以搅拌轴同一圆周上的4片均匀分布的桨叶为1组，每组中相邻两片桨叶之间的夹角为90°。搅拌轴的前段均匀分布4组平直叶桨，后段均匀分布10组框式桨，相邻平直叶桨、框式桨以及平直叶桨和框式桨之间没有间隙，搅拌转速为20转/分。向进料罐中加入23200kg/h的丙烯，在66℃、2.2MPaG下进行丙烯的均聚反应。反应循环气从反应器顶部的穹顶3、4送出到第一卧式反应釜顶部冷凝器5处冷凝。经冷凝器5冷凝后进入气液分离器6，液态丙烯通过循环液泵7从反应器2顶部作为急冷液喷入，通过丙烯气化带走聚合反应热；不凝气则通过压缩机8从反应器2底部通入床层，使得整个床层处于“亚流化”状态。第一卧式反应釜2中生成的聚丙烯质量流量为37530kg/h。在第一卧式反应釜2与第二卧式反应釜11之间设有分离设备，通过接收罐9、隔离罐10完成粉料输送与气相隔离。聚丙烯通过隔离罐10进入第二卧式反应釜11，分离得到的17880kg/h气相丙烯则送至第一卧式反应釜顶部冷凝器5，在第一卧式反应釜中继续参加反应。

第二卧式反应釜11为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积为180m³。搅拌轴上均匀分布12组框式桨，相邻框式桨之间没有间隙，搅拌转速为15转/分。向进料罐中加入15300kg/h的丙烯，在66℃、2.2MPaG下进行丙烯的均聚反应。反应循环气的循环过程与第一卧式反应釜2相同，生成质量流量为56300kg/h的产品聚丙烯进入后处理单元，所得产品聚丙烯PDI(聚合物分散性指数)为6.5。

实施例2：所述实施例2为年产45万吨无规聚丙烯的工艺流程。0.7kg/h烷基铝催化剂，2kg/h矿物油，4kg/h给电子体二异丁基二甲氧基硅烷，6kg/h助催化剂三乙基铝与3400kg/h液相丙烯一起进入环流反应器1，在50℃、4.4MPaG下进行丙烯的聚合反应，生成的聚丙烯质量流量为1687kg/h。环流反应器1与第一卧式反应釜2之间不设分离设备，离开环流反应器1的物料直接进入第一卧式反应釜2的前端。

第一卧式反应釜2为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积180m³。聚合釜内的平直叶桨和框式桨以搅拌轴同一圆周上的4片均匀分布的桨叶为1组，每组中相邻两片桨叶之间的夹角为90°。搅拌轴的前段均匀分布4组平直叶桨，后段均匀分布10组框式桨，相邻平直叶桨之间没有间隙，相邻框式桨以及平直叶桨和框式桨之间的间隙为0.05倍框式桨宽度，搅拌转速为25转/分。向进料罐中加入18140kg/h的丙烯，在66℃、2.2MPaG下进行丙烯的聚合反应。反应循环气从反应器顶部的穹顶3、4送出到第一卧式反应釜顶部冷凝器5处冷凝。经冷凝器5冷凝后进入气液分离器6，液态丙烯通过循环液泵7从反应器2顶部作为急冷液喷入，通过丙烯气化带走聚合反应热；不凝气则通过压缩机8从反应器2底部通入床层，使得整个床层处于“亚流化”状态。第一卧式反应釜2中生成的聚丙烯质量流量为34200kg/h。在第一卧式反应釜2与第二卧式反应釜11之间设有分离设备，通过接收罐9、隔离罐10完成粉料输送与气相隔离。聚丙烯通过隔离罐10进入第二卧式反应釜11，分离得到的17960kg/h气相丙烯则送至第一卧式反应釜顶部冷凝器5，在第一卧式反应釜2中继续参加反应。

第二卧式反应釜11为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积为180m³。搅拌轴上均匀分布12组框式桨，相邻框式桨之间的间隙为0.05倍框式桨宽度，搅拌转速为20转/分。向进料罐中加入13370kg/h的丙烯，在66℃、2.2MPaG下进行丙烯的聚合反应。反应循环气的循环过程与第一卧式反应釜2相同，生成质量流量为56300kg/h的产品聚丙烯进入后处理单元。所得产品聚丙烯PDI(聚合物分散性指数)为6.7。

实施例3：所述实施例3为年产45万吨高乙烯含量抗冲聚丙烯的工艺流程。1kg/h烷基铝催化剂，3kg/h矿物油，1kg/h给电子体二异丁基二甲氧基硅烷，4kg/h助催化剂三乙基铝与3400kg/h液相丙烯一起进入环流反应器1，在50℃、4.4MPaG下进行丙烯的聚合反应，生成的聚丙烯质量流量为1687kg/h。环流反应器1与第一卧式反应釜2之间不设分离设备，离开环流反应器1的物料直接进入第一卧式反应釜2的前端。

第一卧式反应釜2为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积180m³。聚合釜内的平直叶桨和框式桨以搅拌轴同一圆周上的4片均匀分布的桨叶为1组，每组中相邻两片桨叶之间的夹角为90°。搅拌轴的前段均匀分布4组平直叶桨，后段均匀分布10组框式桨，相邻平直叶桨之间没有间隙，相邻框式桨以及平直叶桨和框式桨之间的间隙为0.1倍框式桨宽度，搅拌转速为30转/分。向进料罐中加入24430kg/h的丙烯，在66℃、2.2MPaG下进行丙烯的聚合反应。反应循环气从反应器顶部的穹顶3、4送出到第一卧式反应釜顶部冷凝器5处冷凝。经冷凝器5冷凝后进入气液分离器6，液态丙烯通过循环液泵7从反应器2顶部作为急冷液喷入，通过丙烯气化带走聚合反应热；不凝气则通过压缩机8从反应器2底部通入床层，使得整个床层处于“亚流化”状态。第一卧式反应釜2中生成的聚丙烯质量流量为38741kg/h。在第一卧式反应釜2与第二卧式反应釜11之间设有分离设备，通过接收罐9、隔离罐10完成粉料输送与气相隔离。聚丙烯通过隔离罐10进入第二卧式反应釜11，分离得到的18040kg/h气相丙烯则送至第一卧式反应釜顶部冷凝器5，在第一卧式反应釜2中继续参加反应。

第二卧式反应釜11为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积为180m³。搅拌轴上均匀分布12组框式桨，相邻框式桨之间的间隙为0.1倍框式桨宽度，搅拌转速为15转/分。向进料罐中加入5435kg/h的丙烯和8880kg/h的乙烯，在66℃、2.3MPaG下进行丙烯的共聚合反应。反应循环气的循环过程与第一卧式反应釜2相同，生成质量流量为56300kg/h的共聚物产品进入后处理单元，所得产品聚丙烯PDI(聚合物分散性指数)为6.2。

实施例4：所述实施例4为年产45万吨低乙烯含量抗冲聚丙烯的工艺流程。2kg/h烷基铝催化剂，4kg/h矿物油，2kg/h给电子体二异丁基二甲氧基硅烷，6kg/h助催化剂三乙基铝与3400kg/h液相丙烯一起进入环流反应器1，在50℃、4.4MPaG下进行丙烯的聚合反应，生成的聚丙烯质量流量为1687kg/h。环流反应器1与第一卧式反应釜2之间不设分离设备，离开环流反应器1的物料直接进入第一卧式反应釜2的前端。

第一卧式反应釜2为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积180m³。聚合釜内的平直叶桨和框式桨以搅拌轴同一圆周上的4片均匀分布的桨叶为1组，每组中相邻两片桨叶之间的夹角为90°。搅拌轴的前段均匀分布4组平直叶桨，后段均匀分布10组框式桨，相邻平直叶桨之间的间隙为0.01倍平直叶桨的宽度，相邻框式桨以及平直叶桨和框式桨之间的间隙为0.05倍框式桨宽度，搅拌转速为25转/分。向进料罐中加入31310kg/h的丙烯，在66℃、2.5MPaG下进行丙烯的聚合反应。反应循环气从反应器顶部的穹顶3、4送出到第一卧式反应釜顶部冷凝器5处冷凝。经冷凝器5冷凝后进入气液分离器6，液态丙烯通过循环液泵7从反应器2顶部作为急冷液喷入，通过丙烯气化带走聚合反应热；不凝气则通过压缩机8从反应器2底部通入床层，使得整个床层处于“亚流化”状态。第一卧式反应釜2中生成的聚丙烯质量流量为47150kg/h。在第一卧式反应釜2与第二卧式反应釜11之间设有分离设备，通过接收罐9、隔离罐10完成粉料输送与气相隔离。聚丙烯通过隔离罐10进入第二卧式反应釜11，分离得到的20630kg/h气相丙烯则送至第一卧式反应釜顶部冷凝器5，在第一卧式反应釜2中继续参加反应。

第二卧式反应釜11为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积为180m³。搅拌轴上均匀分布12组框式桨，相邻框式桨之间的间隙为0.05倍框式桨宽度，搅拌转速为20转/分。向进料罐中加入320kg/h的丙烯和5680kg/h的乙烯，在66℃、2.5MPaG下进行丙烯的共聚合反应。反应循环气的循环过程与第一卧式反应釜2相同，生成质量流量为56300kg/h的共聚物产品进入后处理单元，所得产品聚丙烯PDI(聚合物分散性指数)为6.6。

对比例1：所述对比例1为年产45万吨均聚聚丙烯的工艺流程。第一卧式反应釜1为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积180m³。搅拌轴上均匀分布14组平直叶桨，相邻平直叶桨之间没有间隙，搅拌转速为20转/分。0.7kg/h烷基铝催化剂，2kg/h矿物油，0.4kg/h给电子体二异丁基二甲氧基硅烷，3kg/h助催化剂三乙基铝与44210kg/h的丙烯由进料罐一起进入第一卧式反应釜1的前端，在66℃、2.2MPaG下进行丙烯的均聚反应，生成的聚丙烯质量流量为37530kg/h。反应循环气的循环过程与实施例1相同。

第二卧式反应釜10为带中心搅拌的聚合釜，釜体直径3.3m，长18.5m，总体积为180m³。搅拌轴上均匀分布12组框式桨，相邻两框式桨之间没有间隙，搅拌转速为15转/分。向进料罐中加入15500kg/h的丙烯，在66℃、2.2MPaG下进行丙烯的均聚反应。反应循环气的循环过程与第一卧式反应釜1相同，生成质量流量为56300kg/h的产品聚丙烯进入后处理单元，所得产品聚丙烯PDI(聚合物分散性指数)为7.1。与实施例1相比，不仅在聚合物产品的产品均匀度上存在差异，更体现在对比例1的第一卧式反应釜前部较容易产生结块，而实施例1的第一卧式反应釜则不会结块。

以上所述实施例仅表达了本发明的几种实施方式，其描述较为具体和详细，但并不能因此而理解为对本发明专利范围的限制。应当指出的是，对于本领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干变形和改进，这些都属于本发明的保护范围。因此，本发明专利的保护范围应以所附权利要求为准。

Claims (10)

1.一种丙烯聚合物的生产方法，其特征在于，所述方法包括：

步骤1，聚合单体、催化剂、烷基铝、外给电子体和任选的氢气首先进入环流反应器中，进行液相本体聚合，所述环流反应器连续产出聚合物的颗粒浆料；所述的聚合单体为丙烯，或者为丙烯与任选的一种或多种共聚单体，所述的共聚单体包括乙烯、C4-C6α-烯烃；

步骤2，从所述环流反应器中连续取出聚合物的颗粒浆料，进入带有搅拌桨的第一卧式反应釜的前端继续进行聚合反应；

步骤3，从所述第一卧式反应釜中连续取出聚合物的颗粒，进入带有搅拌桨的第二卧式反应釜的前端继续进行聚合反应。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一卧式反应釜和/或第二卧式反应釜中加入聚合单体进行聚合反应，所述的聚合单体为丙烯，或者为丙烯与任选的一种或多种共聚单体；所述环流反应器中得到的聚合物颗粒质量占第二卧式反应釜出料中聚合物颗粒质量的10％以下。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述环流反应器与第一卧式反应釜之间不设分离设备。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一卧式反应釜与第二卧式反应釜之间设分离设备。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一卧式反应釜采用平直叶桨和框式桨的混合形式，第二卧式反应釜采用框式桨。

6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述第一卧式反应釜中平直叶桨靠近进料口，且区域长度为后端框式桨区域长度的四分之一以下。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述环流反应器的反应温度为30～70℃，反应压力为2～5MPa。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一卧式反应釜的反应温度为50～80℃，反应压力为2～3MPa。

9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第二卧式反应釜的反应温度为50～80℃，反应压力为2～3MPa。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的第一卧式反应釜和/或第二卧式反应釜设有反应循环气的循环回路；循环回路中，反应循环气从反应釜顶部送出经冷凝和气液分离后，液态单体从反应器顶部作为急冷液喷入，通过气化带走聚合反应热；不凝气从反应器底部通入床层。

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