CN113164828A - 用于将挥发性化合物从聚合物溶液中分离的分离器和方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种分离器，其包括容器、第一入口、第二入口、第一出口、第二出口，以及位于第一出口下游的分离装置，其中该分离装置包括两个出口，而该分离装置的一个出口流体连接到容器的第二入口。此外，本发明还涉及一种用于将烃从包括聚合物和所述烃的反应溶液中分离的方法，该方法包括如下步骤：使反应溶液通过第一入口进入根据本发明的分离器中；通过第一出口取出第一出口流；通过第二出口取出第二出口流；在分离装置中分离第一出口流，以产生第一分离流和第二分离流；从分离装置取出所述第一分离流，并使第一分离流通过第二入口进入容器中；并且从分离装置取出第二分离流。

Description

用于将挥发性化合物从聚合物溶液中分离的分离器和方法

本发明涉及一种用于将挥发性化合物从聚合物中分离的分离器。此外，本发明涉及使用所述分离器将挥发性化合物与聚合物分离的方法。特别地，该分离器和方法可以用于溶液聚合过程或高压聚合过程中。

背景技术

聚烯烃是通过几种不同的常规技术生产的。典型的温度为从50℃至350℃，并且压力从30巴(bar)变化到3000巴。聚烯烃在如下温度中产生：在该温度下，聚合物在未反应的单体、未反应的共聚单体以及可选的溶剂的液体或超临界混合物中溶解。

聚合过程包括一个或多个聚合反应器。适当的反应器包括未搅拌或搅拌的、球形的、圆柱形的、和类似于箱形的容器，以及再循环环状反应器和管状反应器。这种反应器通常包括用于单体、共聚单体、溶剂、催化剂以及可选的其它反应物和添加剂的注入点，以及用于反应混合物的取出点。此外，反应器可包括加热装置或冷却装置。

来自包括聚合物熔体的反应混合物的未反应的一种或多种溶解的单体、一种或多种共聚单体、以及可能的溶剂的分离通常在一个或多个闪蒸分离器中进行，通常在一个或多个分离阶段中进行。在溶液过程中，从聚合反应器中取出的反应溶液的流被传递到闪蒸分离器，闪蒸分离器中具有或不具有共聚单体的乙烯(即丙烯、1-丁烯、1-己烯、1-辛烯、或共聚单体的组合)和烃溶剂被从聚合物熔体中分离。如果使用多于一个的闪蒸分离器，则闪蒸分离器通常串联连接。

在高压过程中，为了制造聚乙烯，在反应器出口处的反应混合物的压力从其约1000巴到3000巴的操作值经由出口下泄阀的操作降低到100巴到300巴的值。由下泄阀引起的反应混合物膨胀导致出口反应物流的温度增加(即，反向焦耳-汤普森效应)。随后，将反应混合物进给到闪蒸分离器(也被称为高压分离器)中，闪蒸分离器中单体/共聚单体/聚合物三元混合物被分成聚合物流(其为富含聚合物的液相)以及气体流(其为富含一种或多种单体的气相)。来自闪蒸分离器底部的聚合物流被进给到另一闪蒸分离器，以进一步去除一种或多种残余的单体。在第二闪蒸分离器中，压力被进一步减小。包含低分子量蜡状物的气体流离开第二闪蒸分离器(即，离开气体)被进给到主压缩机，而液态的底部聚合物流被引导到挤压机以进行造粒。

第一闪蒸分离器通常在热力学平衡(即，在给定条件(温度和压力)下被溶解的挥发性化合物的最大分离效率)下操作。

要解决的问题

当用闪蒸分离器处理粘性反应混合物时，出现如下问题：由反应混合物或溶液的高粘性引起的高传质(mass transfer)阻力需要进一步增加分离器效率。因此，第一闪蒸分离器需要提供尽可能接近热力学平衡的分离效率，以将最终产品中的挥发性化合物的含量降低到可接受的水平。

这在低密度聚合物的情况下特别重要，低密度聚合物在生产期间需要高浓度的共聚单体，这因此导致聚合物中更高的挥发性化合物含量。此外，这在使用具有高分子量的共聚单体(例如1-辛烯或极性共聚单体)的聚合的情况下是重要的，因为通常更加难以将这些从反应混合物中分离。

图1示出了现有技术中常用的闪蒸分离器的布局。来自闪蒸分离器的底部流可选地被泵送通过混合箱。随后，在反应混合物被传输到第二闪蒸分离器之前，在第二热交换器中对其加热。这种设置是实现足够的分离效率所必需的。然而，这样的过程布局仍然可能具有如下问题：对于某些应用，如上所解释的反应混合物不能被分离到可接受的程度。

现有技术中已知的一种解决方案是以减小在闪蒸步骤期间形成的微滴的尺寸的方式来调节闪蒸分离器的设计。这增强了用于液相和气相之间的传质的表面积，并且促进了来自液相中的挥发性化合物蒸发成气相，即提高了分离效率。然而，这种解决方案具有如下缺点：气体流夹带过小的微滴，这再次导致分离效率的降低。

对于该问题，从现有技术中已知的另一解决方案是在闪蒸分离器中或者选择更低的压力，或者选择更高的温度。然而，这两种解决方案都可能特别地对闪蒸分离器的操作、并且一般地对聚合物生产设施具有负面影响。在更低压力的情况下，分离后的挥发性化合物的气体速度变得更高。这导致微滴夹带进入气相的几率更高。另一方面，提高分离温度导致相(例如，在位于闪蒸分离器上游的热交换器中)分离，这导致传热效率降低。最后，这种方法能够提供需要为在设施中产生的每个不同等级所调节的压力和温度的值。

此外，在现有技术中，通过增加闪蒸分离器中反应混合物的停留时间来解决这个问题。然而，该方法具有以下缺点：需要利用更大的闪蒸分离器来确保保持液位尽可能低，以使得液体材料夹带最小化。

发明目的

因此，需要解决操作分离器的问题(特别是使得粘性反应混合物避免上述缺点)的解决方案。特别地，需要一种解决方案，其中不发生夹带，并且不存在反应混合物发生相分离的风险。

本发明的一个目的是改善从粘性反应混合物中分离挥发性化合物而不引入负面影响，例如将液相夹带到中的气相和/或热交换器相分离。

特别地，本发明的另一个目的是改善如下挥发性化合物的分离：所述挥发性化合物具有相对高的分子量(并且因此与具有更低分子量的挥发性化合物相比具有更小的挥发性)，例如来自粘性反应混合物的、在聚合中使用的一种或多种共聚单体。相对容易分离小尺寸的分子，例如乙烯。然而，从粘性反应混合物(特别是烯烃共聚物熔体或溶液)中分离大分子(例如共聚单体，其典型示例是1-辛烯和丙烯酸乙烯基酯)是具有挑战性的。

本发明的另一个目的是通过增加分离器中的反应混合物的温度来增加挥发性化合物的传质而不具有负面影响，例如，比如，相分离，举例来说，发生在位于分离器上游的热交换器中。特别地，本发明的一个目的是选择性地对分离器中反应混合物的液态/气态的气态部分进行加热。

本发明的最终目的是具有增加的传质面积的方法，以有效地将挥发性化合物从易于在热交换器中相分离的高粘性聚合物熔体中分离。

发明内容

本发明涉及具有分离装置的分离器，该分离装置随后位于分离器的第一出口，该分离器的第一出口将分离器的第一出口流分成第一分离流和第二分离流，而第一分离流可选地被加热并返回到分离器。这样的设置可以增加分离效率，具有在热交换器中相分离的最小风险。

因此，本发明提供了一种分离器，其包括容器(1)、第一入口(2)、第二入口(4)、第一出口(5)、第二出口(6)和位于第一出口(2)下游的分离装置(8)，其中分离装置(8)包括两个出口，而分离装置(8)的一个出口流体连接到容器(1)的第二入口(4)。

根据本发明的分离器还优选地包括位于容器(1)的第一出口(5)和分离装置(8)之间的泵(7)。

在本发明的另一个优选实施例中，根据本发明的分离器包括再循环加热器(10)，其位于第一出口(5)的下游，优选地位于泵(7)的下游和容器(1)的第二入口(4)的上游，更优选地位于分离装置(8)的下游和容器(1)的第二入口(4)的上游。

根据本发明的分离器优选地还包括位于第一入口(2)上游的反应混合物加热器(5)。

如从另一方面看到的，本发明提供了一种用于将烃从包括聚合物和所述烃的反应溶液中分离的方法，包括如下步骤：使反应溶液(3)通过第一入口(2)进入根据本发明的容器(1)中，通过第一出口(5)取出第一出口流，通过第二出口(6)取出第二出口流，使第一出口流通过分离装置(8)以产生第一分离流和第二分离流，从分离装置(8)取出第一分离流，并使第一分离流通过第二入口(4)进入容器(1)，并从分离装置(8)取出第二分离流。

优选地，根据本发明的方法还包括如下步骤：在将反应混合物(3)传递到容器(1)之前由反应混合物加热器(11)对反应混合物(3)进行加热，由此分离器包括反应混合物加热器(11)。

甚至更优选地，根据本发明的方法还包括如下步骤：在再引入到容器(1)中之前由再循环加热器(10)对第一分离流进行加热，其中分离器包括再循环加热器(10)。

在根据本发明的方法的最优实施例中，第一分离流被加热到如容器(1)中所提供的温度。

根据本发明的方法优选地包括如下步骤：在引入到分离器中之前，减少反应溶液的压力。

优选地，本发明的分离器是闪蒸分离器。

优选地，第一入口(2)位于分离器的上部。此外，优选地，第一出口(5)位于分离器的下部。此外，优选地，第二出口(6)位于分离器的上部。特别优选地，如果分离器是闪蒸分离器，则第一出口(5)位于分离器的下部，并且第一入口(2)和第二出口(6)位于分离器的上部。

如果本发明的分离器是闪蒸分离器，则第一出口流优选是底部流，并且包括富含聚合物的相，以及第二出口流优选是顶部流，并且包括聚合物贫乏的相。

如果分离器是闪蒸分离器，则根据本发明的方法中在分离器内使用的压力优选地为从0巴尔格(barg)至500巴尔格。

此外，如果分离器是闪蒸分离器，则在根据本发明的方法中在分离器内使用的温度优选为从100℃至400℃。

在根据本发明的方法中生产的聚合物优选为烯烃共聚物。更优选地，根据本发明的方法的烯烃共聚物以按重量10％至按重量50％被包括在反应溶液中。

在根据本发明的方法的一个优选实施例中，烯烃共聚物优选为低密度聚乙烯。更优选地，反应混合物包括乙烯和至少一种极性共聚单体。最优选地，极性共聚单体选自由烷基-丙烯酸酯、乙酸乙烯酯、乙烯基硅烷及其混合物组成的组。

在根据本发明的方法的另一个优选实施例中，烯烃共聚物在溶液过程中产生。更优选地，反应混合物包含α-烯烃。

定义

在现有技术中，已知闪蒸分离器已有几十年(也称为低压分离器)。如本领域众所周知的，液体进给被送至在减压下操作的闪蒸容器。因此，液相的一部分蒸发，并且可以被从低压分离器中作为顶部流(或蒸汽流)取出。然后保留在液相中的部分被从闪蒸容器中作为底部流或液体流取出。在使得蒸汽和液相都存在于闪蒸容器中的条件下操作低压分离器描述了这种情况。通常在至少1巴的压力下操作闪蒸分离器。

如本文所使用的术语分离效率被定义为：在平衡条件下，在气体流中取出的组分的质量流量除以气流中组分的(理论上的)质量流速。

如本文所使用的表达“挥发性化合物”应理解为：与在本发明的方法中生产的聚合物相比具有显著地更低分子量的化合物。当暴露于闪蒸分离器时，这种化合物通常以气体形式存在。在聚合期间，它们保留在溶液中。通常，挥发性化合物包括存在于反应混合物中的至少一种未反应的单体、可选的未反应的共聚单体、一种或多种溶剂，以及任何其它气体组分。

附图说明

图1是现有技术公知的闪蒸分离器的示意性布局。

图2示出了根据本发明的分离器的两个示意性布局，而第一布局是优选的。

图3示出了从发明示例1的分离器的底部流(第一出口流)回收的挥发性化合物的变化，该变化是改变分离装置(8)中的底部流(第一出口流)的分流的结果。

参考符号

1 容器

2 第一入口

3 反应混合物

4 第二入口

5 第一出口

6 第二出口

7 泵

8 分离装置

9 附接至分离器(例如，第二分离器)的装置

10 再循环加热器

11 反应混合物加热器

12 产物加热器

具体实施方式

以下将更详细地解释本发明的分离器和分离过程。

本发明的分离器

根据本发明的分离器是包括容器(1)以及若干入口和出口(参阅图2)的设备。容器(1)优选地具有至少部分地大致为圆柱形的形状，并且在竖直方向上设置，例如，圆柱形部分的轴线平行于重力的方向。因此，分离器具有至少一个区段，其具有近似圆形的横截面。除了圆柱形区段之外，分离器还可以具有附加的区段，例如，其可以是圆锥形的底部区段，并且可以是半球形的顶部区段。可替换地，分离器也可以具有圆柱形或大致为圆锥形状。

根据本发明的分离器还包括第一入口(2)。第一入口(2)可以包含挡板、板或静态混合器。通常由壁使第一入口与分离器分离。优选地，第一入口(2)位于分离器的上部，最优选地位于容器(1)的顶部。优选地，反应混合物(3)经由第一入口(2)进给到容器中。

在第一入口(2)的上游，反应混合物加热器(11)可被定位成在反应混合物(3)进入容器(1)之前对其进行加热。

此外，根据本发明的分离器包括用于从容器(1)中取出第一出口流的第一出口(5)和用于取出第二出口流的第二出口(6)。第一出口(5)优选地位于分离器的下部，最优选地位于容器(1)的底部。第二出口(6)优选地位于分离器的上部，最优选地位于容器(1)的顶部。

根据本发明的分离器还优选地包括位于容器(1)的第一出口(5)和分离装置(8)之间的泵(7)。更优选地，该泵是熔融泵。根据本发明的分离器包括分离装置(8)，其位于第一出口(5)的下游，优选地位于泵(7)的下游。分离装置(8)本身具有两个出口，其中分离装置的一个出口通过导管(13)流体连接到容器(1)的第二入口(4)。

优选地，再循环加热器(10)位于分离装置的下游和第二入口(4)的上游。如果再循环加热器位于第一出口(5)和分离装置(8)的下游，则可能更可能发生相分离。这取决于通常在容器(1)的第一出口流中发现的高聚合物的含量。在分离装置(8)之后，被引入回到容器中的第一分离流可以具有更少的聚合物含量，导致更低的分离趋势。如果再循环加热器(10)位于分离装置(8)的上游，优选地将产物加热器(12)放置在分离装置(8)和下游设备之间，用于进一步处理产物(9)。

分离装置可以是简单的线路分支。在这种情况下，不能在第一分离流和第二分离流的成分中进行区分。因此，聚合物的一部分被重新引入分离器中。这样的设置具有以下缺点：更多的聚合物被引入到被反馈给容器的第一分离流中。然而，这种设置具有简化以及更少地堵塞分离装置的优点。

因此，在更优选的实施例中，分离装置是过滤器，分离装置中聚合物被从容器的第一出口流过滤掉。这样的设置确保了进入第一分离流中的聚合物的最小夹带。因此，在该更优选的实施例中，第一分离流可以被加热到溶剂允许的高温，优选地高至容器的温度，或者甚至更高。因此，最优选的实施例包括作为分离装置的过滤器，以及位于过滤器下游的再循环加热器。

在本发明中使用的再循环加热器(10)和反应混合物加热器可以是一个或多个闪蒸加热器、一个或多个带夹套的管，或者一个或多个热交换器。优选地，再循环加热器(10)和/或反应混合物加热器是热交换器。

在根据本发明的方法中生产的聚合物优选为烯烃共聚物。更优选地，根据本发明的方法的烯烃共聚物以按重量10％至按重量50％被包括在反应溶液中。

本发明的方法

本发明的方法包括生产方法，优选为用于聚合物的生产方法、用于如下步骤的方法：制备由用于分离过程的生产过程以及实际的分离过程所生产的反应混合物，其中挥发性化合物被从反应混合物中去除。下面详细描述这些步骤。

反应混合物的制备

优选地，生产方法包括高压聚合过程或溶液聚合过程。最优选地，生产方法包括溶液聚合过程。

在本发明的优选实施例中，由本发明的生产方法生产的聚合物为烯烃聚合物，优选为烯烃共聚物，并且最优选地为α-烯烃共聚物。在本发明的另一个优选实施例中，由本发明的方法生产的聚合物是低密度聚乙烯。

高压聚合过程

可在高压聚合过程中制备聚合物(优选为烯烃共聚物)，其中通过自由基聚合过程使得烯烃(通常为乙烯)聚合或共聚。该过程包括初级压缩机和高压压缩机、预热器和聚合反应器，通常是高压釜反应器(例如，连续搅拌釜反应器)或管状反应器。在高压压缩机之前添加可选的共聚单体以及一种或多种链转移剂。为了启动聚合反应，在预热器之后并且沿着反应器添加引发剂，以开始并且维持高度放热的聚合反应。

在管状反应器中，高度放热的聚合反应在超临界条件(例如，在1000巴至3500巴之间，优选地在1800巴至3400巴之间，并且特别优选地在2000巴至3300巴之间)下进行。

管状反应器包括至少一个冷却夹套。通常管状反应器管具有500m至4000m、优选在1500m至3000m之间、更优选地在2000m至2500m之间的长度。反应器中的操作温度在100℃至350℃之间变化，因此，温度沿着反应器的长度形成轮廓。特别地，温度在165℃和340℃之间，更特别地，在165℃和320℃之间。

高压釜反应器在临界压力以上(特别是在500巴至3000巴之间，具体地在1000巴至2500巴之间，更具体地在1200巴至2000巴之间)操作。操作温度在100℃和340℃之间。

典型的可选的共聚单体是辛二烯(OD)、乙酸乙烯酯(VA)、甲基丙烯酸酯、特别是丙烯酸甲酯(MA)、丙烯酸乙酯(EA)、丙烯酸丁酯(BA)、甲基丙烯酸甲酯(MMA)、丙烯酸(AA)、甲基丙烯酸(MAA)、乙烯基三甲氧基硅烷(VTMS)、乙烯基三乙氧基硅烷(VTES)、甲基丙烯酸缩水甘油酯(GMA)、马来酸酐(MAH)、一氧化碳、丙烯酰胺、γ-甲基丙烯酰氧基丙基三甲氧基硅烷和/或γ-甲基丙烯酰氧基丙基三乙氧基硅烷及其混合物。

典型的链转移剂是丙醛(PA)、丙烯、丙烷、甲基乙基酮和异丙醇和/或氢。

通常，包括聚合物和未反应的单体和共聚单体的反应混合物中的聚合物的含量为从按重量10％至按重量50％，优选地从按重量10％至按重量40％，更优选地从按重量10％至按重量35％。

如果分离器是闪蒸分离器，则从聚合反应器取出的反应混合物的流(反应混合物流)通常被节流到100巴至300巴之间的压力，优选为220巴至270巴，并被传递到闪蒸分离器。

溶液聚合过程

也可以在溶液聚合过程中产生聚合物(优选为烯烃共聚物)。在溶液聚合过程中，单体在如下温度下聚合：在该温度下，聚合物被溶解在存在于该过程中的溶剂混合物中。

该过程包括一个或多个聚合反应器。适当的反应器包括未搅拌或搅拌的、球形的、圆柱形的和类似于箱形的容器，以及再循环环状反应器和管状反应器。这种反应器通常包括用于单体、可选的共聚单体、溶剂、催化剂以及可选的其他反应剂和添加剂的进给点，以及用于聚合物溶液的取出点。此外，反应器可包括加热装置或冷却装置。

通常，溶液聚合过程是使用大于100℃的聚合温度的高温溶液聚合过程。优选地，聚合温度为至少110℃，更优选地至少为150℃。聚合温度可以高达250℃。溶液聚合过程中的压力的范围如下：优选为从30巴至200巴，优选为从50巴至150巴，并且更优选为从60至150巴。

单体优选为烯烃单体。更优选地，烯烃单体选自由乙烯、丙烯、1-丁烯组成的组，最适当地为乙烯。

优选地，在聚合中使用共聚单体。当单体是如上所公开的烯烃单体时，则共聚单体不同于烯烃单体，并且选自由具有2至12个碳原子的直链和环状烯烃和二烯烃及其混合物组成的组。更优选地，共聚单体是不同于烯烃单体的α-烯烃，并且选自由具有2至12个碳原子(优选为4至10个碳原子)的直链烯烃及其混合物组成的组，最优选地为1-辛烯。

聚合通常在烯烃聚合催化剂存在的情况下进行。这种烯烃聚合催化剂包括过渡金属化合物，优选为第四族的金属化合物，例如钛、锆或铪的化合物。

过渡金属化合物可以是过渡金属的卤化物，例如三卤化物或四卤化物。典型地，过渡金属卤化物是卤化钛，例如三氯化钛或四氯化钛。

过渡金属化合物也可以是过渡金属烷基或过渡金属醇盐化合物。这样的化合物通常与氯化化合物(例如烷基氯)接触。

过渡金属化合物可以与第二族金属卤化物(例如卤化镁，如氯化镁)和/或第十三族金属卤化物(例如铝或硼的卤化物，如三氯化铝)组合。这种催化剂在本领域中是众所周知的，并且被称为齐格勒-纳塔(Ziegler-Natta)催化剂。齐格勒-纳塔催化剂通常与助催化剂(例如铝烷基)组合使用。

过渡金属化合物还可以是包括具有环戊二烯基结构(例如环戊二烯基、芴基或茚基)的有机配位体的化合物。这种有机配体也可以具有取代基。过渡金属可以具有一个或两个这样的有机配体，其可选地被桥接，以及两个或三个其他配体，例如烷基、芳基或卤化物。这种催化剂在本领域中也是众所周知的，并且被称为茂金属催化剂。

在溶液聚合过程中也存在溶剂。在聚合条件下，溶剂处于液态或超临界状态。溶剂通常且优选为烃溶剂。所用的液体烃溶剂优选是C_5-12-烃，其可以未被取代、或被C_1-4烷基族(例如，戊烷、甲基戊烷、己烷、庚烷、辛烷、环己烷、甲基环己烷和氢化石脑油)所取代。使用更优选的未取代的C_6-10-烃溶剂。

还可将其它组分添加到反应器中。已知将氢气进给到反应器中，用于控制在聚合期间形成的聚合物的分子量。使用不同的防污化合物在本领域中也是已知的。此外，不同种类的活性增强剂或活性阻滞剂可用于控制催化剂的活性。

通常，在包括溶剂、聚合物和未反应的单体、以及可选的共聚单体的反应混合物中,聚合物的含量为按重量10％至按重量50％，优选为按重量10％至按重量40％，更优选地为按重量10％至按重量35％。

反应混合物的制备

反应混合物(3)的流是到分离器的进给流。它可以是来自聚合反应器的产物流，如上所述。反应混合物流然后通常具有如上所述的聚合物含量、组成温度和压力。

反应混合物包括聚合物、至少一种未反应的单体和可选的至少一种未反应的共聚单体。取决于聚合过程，反应混合物还可以包括至少一种如以上所讨论的溶剂。

在本发明的一个优选实施例中，反应混合物包括乙烯和至少一种极性共聚单体。更优选地，极性共聚单体选自由烷基-丙烯酸酯、乙酸乙烯酯、乙烯基硅烷、以及它们的混合物组成的组。

在另一个优选的实施例中，烯烃共聚物是塑性体，优选为乙烯共聚物，并且在溶液聚合过程中产生。在该实施例中，反应混合物包含乙烯、α-烯烃共聚单体和溶剂。

根据本发明的一个优选实施例，反应混合物包括按重量10％至按重量50％、优选为按重量10％至按重量40％、更优选为按重量10％至按重量35％的烯烃共聚物。

反应混合物流(3)优选在其进入分离器之前被加热。可以通过使溶液通过反应混合物加热器(11)来实现加热，反应混合物加热器(11)可以是一个或多个闪蒸加热器、一个或多个带夹套的管、或位于分离器的容器(1)上游的一个或多个热交换器。在进入分离器之前对反应混合物进行预热，以增强不同挥发性化合物(即单体、共聚单体和溶剂)的分离。在高压聚合过程的情况下，反应混合物的压力优选在被进给到分离器之前被减小。

优选地，静态混合器被放置在分离器的上游，以改善反应混合物的均匀性。

分离过程

挥发性化合物在一个或多个分离器中被从聚合物溶液中去除。优选地，多于一个的分离器串联联接。在第一个分离器中减少压力，并且因此使挥发性化合物至少部分地被从反应混合物中去除。

在优选的实施例中，在分离过程中使用的分离器是闪蒸分离器。

反应混合物(3)通过位于分离器的上部的第一入口(2)进入分离器。反应混合物向下行进到容器(1)中，而挥发性化合物蒸发，向上行进。这有利于从反应混合物(3)中去除挥发性化合物。通过第二出口(6)取出第二出口流，同时通过第一出口(5)取出第一出口流。

如果分离器是闪蒸分离器，则闪蒸分离器中的压力在操作期间通常为1巴至500巴，优选为1.5巴至450巴，更优选地为2巴至400巴，甚至更加优选地为3巴至300巴，并且最优选地为150巴至300巴。

如果分离器是闪蒸分离器，则闪蒸分离器中的温度在操作期间通常为100℃至400℃，优选为130℃至300℃，更优选为160℃至275℃。温度应足够高，以使溶液的粘性保持在使烃的分离增强的优选的低水平，但低于聚合物降解的温度。

如果本发明的分离器是闪蒸分离器，则第一出口流优选是底部流，并且包括富含聚合物的相，并且第二出口流优选是顶部流，并且包括聚合物贫乏的相。

根据本发明，在至少一个分离步骤中从反应混合物(3)中去除挥发性化合物。因此，可以在两个或更多个分离步骤中去除挥发性化合物，其中在专用的分离器中进行每个分离步骤。

分离器接收反应混合物流(3)，并去除大量的挥发性化合物。从分离器取出包括聚合物的第一出口流，并使其通过分离装置(8)，从而产生第一分离流和第二分离流。第一分离流以及因此的挥发性化合物和聚合物的部分经由位于容器(1)的第二入口(4)再循环回到容器(1)。

在本发明的一个实施例中，分离装置(8)是简单的线路分支，导致具有相同成分的两个流。在本发明的更优选的实施例中，第一出口流通过过滤器。在该优选实施例中，第一分离流主要包括溶剂，并且第二分离流主要包括聚合物。在最优选的实施例中，第一分离流不包含聚合物。

优选地，在通过再循环加热器(10)进入容器(1)之前对第一分离流进行加热，并且因此对挥发性化合物和可选的聚合物进行加热。优选地，第一分离流被加热到比容器(1)中的温度高10℃至100℃的温度。甚至更优选地，第一分离流被加热到250℃至300℃的温度。最优选地，第一分离流被加热到如容器(1)中提供的温度。该步骤另外增强了分离器中的传质。特别地，该步骤确保反应混合物(3)在通过位于分离器的第一入口(2)之前的反应混合物加热器(11)之后在容器(1)中被加热。这确保了只要压力被保持得足够高，在反应混合物进入容器之前就不会发生相分离。

此外，在本发明的优选实施例中，通过过滤器(8)从分离器的第一出口流中去除聚合物使得可以将第一分离流加热到更高的温度，因为由于溶液(其被反馈到反应器)中的聚合物的低浓度而不期望相分离。

然后可以将第二分离流传递到次级分离器，在次级分离器中去除更多量的挥发性化合物。如本领域技术人员充分理解的，每个下游闪蒸分离器中的压力小于上游闪蒸分离器中的压力。优选地，第一分离器之后是第二分离器。

在多个分离器的情况下，分离器中的任何一个或全部可以被布置成根据本发明而操作，即，具有分离装置(8)、第二入口(4)，该分离装置(8)具有两个出口，而分离装置(8)的一个出口流体连接到容器(1)的第二入口(4)，容器(1)可选地具有再循环加热器(10)。然而，本发明在第一分离器中实现了最显著的益处，因为挥发性化合物的量是最高的，并且反应混合物(3)的粘性是最低的，这使得使溶液相对更容易地流动。最优选地，使用根据本发明的第一分离器和如现有技术中公知的第二分离器(例如，没有分离装置(8))来执行本发明的方法。具有多于两个分离器的缺点是，设施的能量消耗增加，并且复杂性、以及因此的错误敏感性也增加。此外，这还增加了投资成本和运营成本。因此，优选在两个分离器中进行分离。

当多个分离器用于从反应混合物中去除挥发性化合物时，从第一分离器取出的第一出口流中的聚合物含量通常为按重量35％至按重量99％。可以在一个或多个下游分离器中进一步去除挥发性化合物。换句话说，从第一分离器取出的聚合物流包含按重量1％至按重量65％的残余挥发性化合物。

通过使用根据本发明的分离器，可以实现进一步改善的反应混合物的组分的分离效率。例如，未反应的单体(例如乙烯)还有溶剂(例如烃溶剂(如上所述))、以及一种或多种未反应的共聚单体(例如α-烯烃，即丙烯、1-丁烯、1-辛烯或其混合物)和极性共聚单体(优选为辛二烯(OD)、乙酸乙烯酯(VA)、甲基丙烯酸酯、特别是丙烯酸甲酯(MA)、丙烯酸乙酯(EA)、丙烯酸丁酯(BA)、甲基丙烯酸甲酯(MMA)、丙烯酸(AA)、甲基丙烯酸(MAA)、乙烯基三甲氧基硅烷(VTMS)、乙烯基三乙氧基硅烷(VTES)、甲基丙烯酸缩水甘油酯(GMA)、马来酸酐(MAH)、一氧化碳、丙烯酰胺、γ-甲基丙烯酰氧基丙基三甲氧基硅烷和/或γ-甲基丙烯酰氧基丙基三乙氧基硅烷)的分离效率为至少按重量60％，优选至少为按重量70％。

如本领域已知的，在下游分离器之后最终残留在聚合物中的残余挥发性化合物可以通过挤压机中的适当的通风布置被去除。在这样的方法中，挥发性化合物经由一个或多个通风端口被从挤压机中去除。优选地通过使用例如水、氮气或二氧化碳作为汽提气体而使通风与汽提组合。挥发性化合物从挤压机中排出在工业中是众所周知的，并且在例如以下段落中被讨论：Chris Rauwendaal的书：‘聚合物挤出(Polymer Extrusion)’，卡尔翰泽尔出版社(Carl Hanser Verlag)，慕尼黑1986，8.5.2和8.5.3段。

也可以使用本领域已知的用于从聚合物中去除残余的挥发性化合物的其它方法。可以使用这种方法而不是使用上述在挤压机中进行二次分离和通风的方法，或者可替换地，可以将它们与它们中的任一者或两者组合使用。

示例

参考示例1

在溶液聚合反应器中，乙烯和共聚单体在C₆-烃溶剂中聚合。从反应器中，溶液流被以56吨/小时的近似速率取出，包含溶解在其中的按重量20％的乙烯共聚物。溶液流被进给到闪蒸容器中，在闪蒸容器中其被分成气态顶部流(第二出口流)和液态底部流(第一出口流)，分别从容器的顶部和底部从分离器中取出气态顶部流和液态底部流。相应的结果总结在下面的表1中。参考示例1例示了通常在现有技术中发现的闪蒸分离条件，例如没有任何过滤器、导管、第二入口和可选的加热器。

下面的表1示出了用于进给到第一闪蒸分离器的条件。进给到闪蒸分离器的总流速率在215℃的温度和5.5巴尔格的压力下分别为约56吨/小时。

表1

从气态顶部料流和液体底部料流中发现的化合物的值可以看出，不发生夹带聚合物进入气态顶部料流中。此外，挥发性化合物和非挥发性化合物的分离为～50:50，不是很好。

发明示例1

在该示例中，已经进行了与参考示例1相同的闪蒸分离。然而，底部流(第一出口流，其为从闪蒸分离器取出的富含聚合物的流)由熔体泵取出，随后被引导穿过过滤器，并且聚合物被去除，以形成第一分离流和第二分离流。该第一分离流被加热到275℃，并且被重新引入到闪蒸容器。

应当注意，随着第一分离流中的聚合物浓度的减小，第一分离流的成分的相分离温度向更高的值移动。这使得能够将第一分离流加热到更高的温度，这增强了闪蒸分离器中的分离。

如在图3中可知，第一分离流的量(其作为闪蒸分离器的底部流(第一出口流)的一部分，并且被重新引入闪蒸容器中)影响整个闪蒸过程的分离效率。因此，在该示例中，第一分离流的量已经变化，并且由再循环引起的来自闪蒸分离器的底部流(第一出口流)的回收的挥发性化合物(烃)的量已被确定。

具有0.0的第一分离流的实施例类似于参考示例1的情形。因此，没有实现分离和再循环，并且闪蒸分离器的整个底部流(第一出口流)被传递到下一处理步骤(例如，第二闪蒸分离器)。

因此，关于去除参考示例1中的挥发性化合物，给出了指示去除挥发性化合物(烃)的值。

作为示例，当按重量40％的底部流(第一出口流)再循环回到闪蒸容器时，可以实现分离器的底部流(第一出口流)中的液体烃的质量减少约56％。这导致将进给到回收单元的烃减少约6.5吨/小时。这种减少使得可以使用两个分离器而不是：使用三个、或减小第二分离器和第三分离器的尺寸；同时仍然在聚合物中具有相当的挥发物的值。

Claims (15)

1.一种分离器，包括：

a.容器(1)；

b.第一入口(2)；

c.第二入口(4)；

d.第一出口(5)；

e.第二出口(6)；以及

f.位于所述第一出口(5)下游的分离装置(8)；

其中所述分离装置(8)包括两个出口，而所述分离装置(8)的一个出口流体连接到所述容器(1)的所述第二入口(4)。

2.根据权利要求1所述的分离器，还包括位于所述容器(1)的所述第一出口(5)和所述分离装置(8)之间的泵(7)。

3.根据权利要求1或2所述的分离器，还包括再循环加热器(10)，所述再循环加热器(10)位于所述容器(1)的所述第一出口(5)的下游和所述第二入口(4)的上游。

4.根据权利要求3所述的分离器，其中所述再循环加热器(10)位于所述分离装置(8)的下游和所述容器(1)的所述第二入口(4)的上游。

5.根据权利要求1至4中任一项所述的分离器，还包括位于所述第一入口(2)上游的反应混合物加热器(11)。

6.根据前述权利要求中任一项所述的分离器，其中所述分离装置(8)选自包括由线路分支或过滤器组成的列表。

7.根据权利要求6所述的分离器，其中所述分离装置(8)是过滤器。

8.一种用于将烃从包括聚合物和所述烃的反应溶液中分离的方法，所述方法包括以下步骤：

-使所述反应混合物(3)通过所述第一入口(2)进入根据权利要求1至7中任一项所述的分离器中，

-通过所述第一出口(5)取出第一出口流；

-通过所述第二出口(6)取出第二出口流；

-使所述第一出口流通过分离装置(8)，以产生第一分离流和第二分离流(11)；

-从所述分离装置(8)取出所述第一分离流，并使所述第一分离流通过所述第二入口(4)进入所述容器(1)中；以及

-从所述分离装置(8)取出所述第二分离流。

9.根据权利要求8所述的方法，其中所述第一出口流是富含聚合物的流，并且所述第二出口流是聚合物贫乏的流。

10.根据权利要求8或9所述的方法，其中所述第一分离流主要包括溶剂，并且所述第二分离流主要包括聚合物。

11.根据权利要求8至10所述的方法，其中所述分离器是根据权利要求3至7中任一项所述的分离器，还包括如下步骤：

-在经由第二入口(4)再次引入到所述容器(1)中之前，由所述再循环加热器(10)对所述第一液体-固体流进行加热。

12.根据权利要求8至11所述的方法，其中所述分离器是根据权利要求5至7中任一项所述的包括反应混合物加热器(11)的分离器，所述方法还包括如下步骤：

-在将反应混合物(3)经由所述第一入口(2)传递到所述容器(1)之前，由所述反应混合物加热器(11)对所述反应混合物(3)进行加热。

13.根据权利要求8至12中任一项所述的方法，其中所述第一分离流被加热至如在所述容器(1)中提供的温度。

14.根据权利要求8至13中任一项所述的方法，包括如下步骤：在引入到所述分离器中之前，减少所述反应溶液的压力。

15.根据权利要求8至14中任一项所述的方法，其中所述分离器内的压力为0巴尔格至500巴尔格。

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