TW202239468A - 以多階段製程生產聚烯烴組成物的方法及聚合系統 - Google Patents
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Abstract
本發明是有關一種在聚合催化劑的存在下，以連續操作的多階段聚合序列生產α-烯烴聚合物的方法及設備，該方法包括以下步驟：（a）在漿料反應器中，在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物，其中，該漿料相具有第一固體濃度；（b）從漿料反應器中連續排出含有聚合物和流體相的聚合物漿料；（c）透過去除一部分的流體相，對該聚合物漿料的至少一部分進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的第一產物流及主要包含流體相的第二產物流，其中，該第一產物流的該濃縮漿料具有高於該第一固體濃度的第二固體濃度；（d）在佈置於漿料反應器下游的第一氣相反應器（GPR1）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對第一產物流進行聚合，以獲得第一α-烯烴產物流；（e）在第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對從漿料反應器中排出的第三產物流進行聚合，以獲得第二α-烯烴產物流。
Description
本發明是有關一種以多階段製程聚合出α-烯烴聚合物的方法及設備。具體地，本發明涉及一種對α-烯烴單體如乙烯和/或丙烯及其他單體進行連續聚合的方法及設備，其中，以包含至少兩個氣相反應器的連續操作的多階段聚合序列（sequence）對α-烯烴單體進行聚合。
以包含漿料相聚合反應器及一個或多個氣相反應器的多階段製程聚合出α-烯烴聚合物是眾所周知的。氣相反應器通常用於α-烯烴如乙烯和丙烯的聚合，因為它們在聚合物設計和各種催化劑系統的使用方面具有相對高的靈活性。常見的氣相反應器的變化形式是流體化床反應器。
此類由Borealis開發的多階段製程（稱為BORSTAR
®技術），例如描述於專利文獻如EP 0 887 379、WO 92/12182、WO 2004/000899、WO 2004/111095、WO 99/24478、 99/24479或WO 00/68315中。
多相（heterophasic）丙烯共聚物也是本領域眾所周知的，其也稱為耐衝擊丙烯共聚物。多相丙烯共聚物由兩相組成，即，高度結晶的基質相及分散在其中的非晶形彈性體相。此兩相的混合透過串聯連接的反應器的原位摻合（in-situ blending）進行，或透過對分開生產的兩種成分進行的機械式摻合來進行，其中，原位摻合由於更好的混合（mixing）品質，通常是較佳的。除此之外，在本發明所屬技術領域中還認知到，透過使用雙峰或三峰基質相和/或雙峰彈性體相，可以獲得進一步改進的性質。當結合期望的原位摻合時，需要串聯連接的多個反應器。作為另一個單獨的選擇，已經描述了具有兩個或多個並聯配置的反應器序列的溶液聚合的使用。然而，溶液聚合中溶劑和催化劑的分離，即後處理（workup），引入了不希望的複雜性。
WO 2013/041507 A1揭露一種生產多相聚丙烯的方法，其中，將三階段序列的反應器配置用於生產基質相，該配置為環流反應器-氣相反應器1-氣相反應器2，其中，透過機械式摻合將彈性體相摻入基質相。由於機械式摻合，可以實現高於20 wt%的更高量。
EP 2 586 823 A1揭露一種生產多相聚丙烯的方法，其中應用了四階段序列的反應器配置，即，環流反應器-氣相反應器1-氣相反應器2-氣相反應器3，其中，在前三個反應器，即環流反應器-氣相反應器 1-氣相反應器2中生產基質相，並且在氣相反應器3中生產彈性體相。同樣地，在最後的反應器中製備的彈性體的量相當有限，這可以透過機械式摻合少量的耐衝擊改質劑來部分地得到補償。
EP 2 174 980 A1揭露一種生產多相聚丙烯的方法，其中，使用三階段序列的反應器配置，即，環流反應器-氣相反應器1-氣相反應器2，其中，僅在環流反應器中生產基質相，而在氣相反應器1和氣相反應器2中生產彈性體相。然而，此類序列並未提供基質中的雙峰性。
WO 2004/039847 A1是有關一種用於在串聯的聚合反應器中對烯烴單體進行連續聚合的方法及設備。根據該方法，首先在至少一個環流反應器中，在惰性烴稀釋劑中於漿料相中對烯烴單體進行聚合，然後在至少一個氣相反應器中於氣相中接著進行聚合。根據該發明，將聚合物漿料從環流反應器中連續排出，並且可選地進行濃縮。將濃縮漿料導入高壓閃蒸單元，以去除剩餘的流體相，並且進料到氣相反應器中。透過此製程，可以生產具有良好性質的雙峰聚乙烯。由於連續操作狀態而使得製程操作穩定。
先前技術的三階段或四階段序列的反應器配置具有一定的侷限性。在第一個方面，允許聚合物中間體粉末從一個反應器容易地轉移到之後的反應器的壓降是可期望的。在第二個也是更重要的方面，在串聯連接的反應器中催化劑生產率下降。可以想到的方案是在第一個反應器之後的一個或多個反應器中加入第二種催化劑，但由於這需要使在前一個反應器中使用的催化劑失活，其通常會導致高度的複雜性。在最後的反應器中進一步引入催化劑通常會增加催化劑沖洗的風險。在第三個也是重要的方面，例如從前面的反應器獲得的粉末在隨後的反應器中不被期望地佔據了大量體積。在第四個也是重要的方面，在各個反應器中生產的各個部分的相異性（dissimilarity）在某種程度上是有限的。例如，用於調整熔體流率並取決於分子量的氫氣進料導致某些限制及/或需要採取的額外措施，例如除氣（degassing）步驟。
現有的三階段或四階段序列的反應器配置的缺點導致聚合製程中的某些限制，並且在可獲得的聚合物產物方面也存在某些限制。
根據反應器內的標準操作程序和流體動力學，漿料反應器中生產的聚合物漿料會集中在漿料反應器的下部底表面。通常，漿料從該表面排出，且可能進一步沉降在出口管中。因此，基於反應器滯留時間和催化劑性能，聚合物漿料中的固體含量增加。然而，如果沒有額外的設備，就不可能進一步提高固體濃度。並且，如果反應器中的催化劑性能不如預期，則大量的稀漿料會被輸送到下游的氣相反應器中。這意味著更大量的未反應單體會被輸送到氣相反應器。這導致了單體回收的操作效率差，從而導致更高的燃燒量（單體燃燒量）。
因此，目前的操作程序是期望透過將漿料從固體濃度較低的環流中閃蒸到第一氣相反應器中來減少催化劑在漿料反應器中的滯留時間。催化劑在漿料反應器中的滯留時間較短，將提高氣相反應器中的生產率。然而，更大量的未反應單體被漿料相挾帶到氣相反應器，並且最終進入回收區段。在更高的生產週期中，目前的回收單元的設計容量將不足以分離單體及將其再循環回到反應器。這將導致大量的單體於燃燒中損失。因此，目前的氣相反應器的設計容量以及聚合物生產量的增加，仍然是現有聚合系統中存在的問題。此外，仍然難以設計出能夠以更高的生產速率客製化靈活的聚合物設計的聚合系統。
因此，本發明的一個目的是改進現有的序列型多階段聚烯烴聚合製程，並且提供一種在聚合催化劑的存在下，以連續操作的多階段聚合序列生產α-烯烴聚合物的方法，其中，減少了催化劑在漿料反應器中的滯留時間，而可以實現更高的生產速率、更高的生產率、及靈活的聚合物設計。
為了實現上述目的，發明人發現了一種在聚合催化劑的存在下，以連續操作的多階段聚合序列生產α-烯烴聚合物的方法，包括以下步驟：
（a）在漿料反應器中，在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物，其中，該漿料相具有第一固體濃度；
（b）從該漿料反應器中連續排出含有聚合物和流體相的聚合物漿料；
（c）透過去除一部分的該流體相，對該聚合物漿料的至少一部分進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的第一產物流及主要包含該流體相的第二產物流，其中，該第一產物流的該濃縮漿料具有高於該第一固體濃度的第二固體濃度；
（d）在佈置於所述漿料反應器下游的第一氣相反應器（GPR1）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第一產物流進行聚合，以獲得第一α-烯烴產物流；
（e）在第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對從所述漿料反應器中排出的第三產物流進行聚合，以獲得第二α-烯烴產物流。
在根據本發明的方法中，所述第三產物流可以較佳地包含濃縮漿料，該濃縮漿料的固體濃度低於所述第一產物流的第二固體濃度。
上述方法可以可替代地包括以下步驟：
（a）在漿料反應器中，在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物，其中，該漿料相具有第一固體濃度；
（b）從該漿料反應器中連續排出含有聚合物和流體相的聚合物漿料（1）；
（c）透過去除一部分的該流體相，對該聚合物漿料（1）的至少一部分進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的第一產物流（2）及主要包含該流體相的第二產物流（3），其中，該第一產物流的該濃縮漿料具有高於該第一固體濃度的第二固體濃度；
（d’）將從該漿料反應器中排出的該第一產物流（2）分流成第一次級產物流（2a）和第二次級產物流（2b），其中，該第一產物流（2）包含所述濃縮漿料；
（e’）在佈置於所述漿料反應器下游的第一氣相反應器（GPR1）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第一次級產物流（2a）進行聚合，以獲得第一α-烯烴產物流（4a）；以及
（f）在佈置於所述漿料反應器下游且與該第一氣相反應器（GPR1）並聯佈置的第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第二次級產物流（2b）進行聚合，以獲得第二α-烯烴產物流（4b）。
較佳地，在本發明的此實施方式中，在所述第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對從所述漿料反應器中排出的第三產物流（6）進行聚合，以獲得所述第二α-烯烴產物流（4b）。
較佳地，在本發明的此實施方式中，第三產物流（6）中的固體濃度低於包含所述濃縮漿料的第一產物流（2）中的固體濃度。
較佳地，在根據本發明的上述方法中，步驟（c）在旋液分離器（hydrocyclone）中進行。因此，可以對漿料進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的底流（underflow）以及富含烴的溢流（overflow）。可以較佳地將溢流再循環到漿料反應器。根據上述方法的一較佳模式，將包含濃縮漿料的第一產物流從漿料反應器中經由分離容器排出，較佳地經由旋液分離器排出，其中，漿料反應器出口處的固體濃度高於漿料反應器中的固體濃度。
根據本發明的上述方法的一較佳實施方式，可以將上述步驟（d）或步驟（e’）中獲得的第一α-烯烴產物流，與上述步驟（e）或步驟（f）中獲得的第二α-烯烴產物流合併，以形成合併的α-烯烴產物流（5）。
為了實現上述目的，發明人還發現了一種根據本發明的聚合系統，用於在聚合催化劑的存在下，以連續操作的多階段聚合序列生產α-烯烴聚合物，該系統包括：
（A）漿料反應器，用於在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物，其中，該漿料相具有第一固體濃度，該漿料反應器具有允許連續排出聚合物漿料的至少一個出口；
（B）分離容器，用於透過去除一部分的該流體相，對從該漿料反應器中排出的該聚合物漿料的至少一部分進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的第一產物流（2）及主要包含該流體相的第二產物流（3），其中，該第一產物流（2）的該濃縮漿料具有高於該第一固體濃度的第二固體濃度，該分離容器具有溢流和底流；
（C）第一氣相反應器（GPR1），佈置在該漿料反應器下游，用於在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對該第一產物流（2）進行聚合，從而獲得第一α-烯烴產物流（4a），該第一α-烯烴產物流（4a）從所述第一氣相反應器（GPR1）離開；以及
（D）第二氣相反應器（GPR2），佈置在該漿料反應器下游且與該第一氣相反應器（GPR1）並聯佈置，用於在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對從該漿料反應器中排出的第三產物流（6）進行聚合，從而獲得第二α-烯烴產物流（4b），該第二α-烯烴產物流（4b）從所述第二氣相反應器（GPR2）離開。
根據本發明的聚合系統可以可替代地包括：
（A）漿料反應器，用於在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物，其中，該漿料相具有第一固體濃度，該漿料反應器具有允許連續排出聚合物漿料的至少一個出口；
（B）分離容器，用於透過去除一部分的該流體相，對從該漿料反應器中排出的該聚合物漿料的至少一部分進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的第一產物流（2）及主要包含該流體相的第二產物流（3），其中，該第一產物流（2）的該濃縮漿料具有高於該第一固體濃度的第二固體濃度，該分離容器具有溢流和底流；以及
（G）用於將從該漿料反應器中排出的該第一產物流（2）分流成第一次級產物流（2a）和第二次級產物流（2b）的各條輸送管線，其中，該第一產物流包含所述濃縮漿料；其中，
在佈置於所述漿料反應器下游的第一氣相反應器（GPR1）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第一次級產物流（2a）進行聚合，以獲得第一α-烯烴產物流（4a）；並且
在佈置於所述漿料反應器下游且與該第一氣相反應器（GPR1）並聯佈置的第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第二次級產物流（2b）進行聚合，以獲得第二α-烯烴產物流（4b）。
較佳地，本發明的本實施方式的聚合系統進一步包括：
（D’） 用於從該漿料反應器中排出第三產物流（6）並將其輸送到所述第二氣相反應器（GPR2）的輸送管線，所述第二氣相反應器（GPR2）用於在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第三產物流（6）進行聚合，從而獲得所述第二α-烯烴產物流（4b），所述第二α-烯烴產物流（4b）從所述第二氣相反應器（GPR2）離開。
本發明的方法和系統提供了重要的優點。因此，可以生產具有先進性質（advanced properties）的多峰α-烯烴聚合物組成物，較佳地為多相或隨機的聚丙烯組成物。從第一聚合階段到第二和/或第三聚合階段不存在有害的挾帶（carryover）反應物。可以避免對製程元件作昂貴的過度設計。由於連續操作而使得製程操作穩定。可以減少轉換和啟動的時間。可以增加聚合物生產量（生產速率），並且可以減少單體損失。此外，並聯操作兩個氣相反應器允許同時在各自的反應器中生產兩種不同的聚合物。透過在隨後的擠出步驟中合併這兩個獨立的料流，可以生產具有客製化的產物性質的獨特產品。
α-烯烴均聚物或共聚物可以在包括至少兩個氣相反應器（GPR1和GPR2）的連續操作的多階段聚合製程中生產。聚合設備可以較佳地包括：預聚合反應器（PR）、第一聚合反應器（R1）和第二聚合反應器（R2）、第三聚合反應器（R3）、及可選的第四聚合反應器（R4）。術語「聚合反應器」表示主要的聚合發生之處。
至少兩個聚合反應器是氣相反應器（GPR）。更佳地，第二聚合反應器（R2）、第三聚合反應器（R3）及可選的第四聚合反應器（R4）為氣相反應器（GPR），即，第一氣相反應器（GPR1）和第二氣相反應器（GPR2）及可選的第三氣相反應器 （GPR3）。根據本發明的氣相反應器（GPR）較佳地為流體化床反應器、快速流體化床反應器、或沉降床反應器、或其任何組合。
在氣相反應器中的聚合之前，先在較佳地為環流反應器的漿料反應器中進行漿料式聚合。在漿料反應器（SR）中，在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物。該漿料相具有第一固體濃度。
因此，漿料反應器（SR）可以是任何連續或簡單攪拌的批次槽式反應器，或是以整批（in bulk）漿料操作的環流反應器。整批是指在包含至少60%（w/w）單體的反應介質中進行聚合。根據本發明，漿料反應器（SR）較佳地為（整批式）環流反應器（LR）。
較佳地，第一聚合反應器（R1）中的操作溫度在62至85℃的範圍內，更佳地在65至82℃的範圍內，還更佳地在67至80℃的範圍內。
在漿料反應器中，可以對較佳地為丙烯的α-烯烴單體進行均聚合，或者可以將其與C
2及C
4至C
10α-烯烴中的至少一種進行共聚合。聚合在惰性烴稀釋劑或液體單體中發生，較佳地在C
3至C
5烴稀釋劑中發生，更佳地在丙烷或異丁烷稀釋劑中發生。
可用於對α-烯烴單體進行聚合的合適催化劑例如是：齊格勒-納塔催化劑、單中心催化劑（single-site catalyst）、含有一種或多種單中心催化劑成分的多中心催化劑（multi-site catalyst）、或這些催化劑的組合或混合物。
從漿料反應器中連續排出聚合物漿料形式的α-烯烴聚合物，該聚合物漿料包含聚合物和流體相，進一步包含烴及可選的氫氣。術語「從漿料反應器中連續排出α-烯烴聚合物」包括在將聚合物漿料引入任何另一個下游的聚合反應器之前，在具有或不具有濃縮步驟的情況下排出所述漿料的方案。
較佳地，可以透過去除一部分的流體相，對聚合物漿料的至少一部分進行濃縮，以提供第一產物流及主要包含流體相的第二產物流。第一產物流包含濃縮漿料。該濃縮漿料的（第二）固體濃度高於在漿料反應器中循環的漿料相的（第一）固體濃度。對從漿料反應器中排出的聚合物漿料的至少一部分進行濃縮的濃縮步驟可以在分離容器中較佳地在旋液分離器中進行。
濃縮步驟較佳地在旋液分離器中進行。旋液分離器是周知的，並且描述於例如WO 2004/039847 A1中。旋液分離器通常產生兩個質量流：一個在底部（底流），另一個在頂部（溢流）。底流通常是固體濃度高於溢流的更稠密或更粗（coarser）的部分，而溢流主要包括流體相，該流體相包含大部分的烴。可以透過將一部分的漿料從旋液分離器的底部（底流）再循環到漿料反應器，來達到旋液分離器的穩定操作狀態。通過使用此類濃縮步驟，基於漿料的總質量，濃縮漿料中的固體濃度可以增加至最高55 wt%，較佳地增加至最高60 wt%，更佳地增加至最高65 wt%。
包含所述濃縮漿料的第一產物流被引入佈置於所述漿料反應器下游的第一氣相反應器（GPR1）中。在所述第一氣相反應器（GPR1）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體以及可選的氫氣的存在下，對在漿料反應器中生產的包含大部分的α-烯烴聚合物的第一產物流進行聚合，以獲得第一α-烯烴產物流。
在GPR1中，較佳地調整為以下條件：
| GPR1 | |
| 溫度，℃ | 70至95 |
| 壓力，barg | 18至24 |
| 單體 | 丙烯 |
| 共聚單體 | 乙烯 |
| 分流% | 40至60 |
上述條件可根據場合需要而變化。具體地，不僅可以對丙烯進行聚合，還可以對其他α-烯烴例如乙烯、1-丁烯、1-己烯或1-辛烯進行聚合。作為共聚單體，不僅可以使用乙烯進行共聚合，還可以使用其他α-烯烴，例如丙烯、1-丁烯、1-己烯或1-辛烯。
可以將在漿料反應器中循環且包含濃縮漿料的第三產物流引入第二氣相反應器（GPR2）中，其中，第二氣相反應器（GPR2）佈置在所述漿料反應器下游且與第一氣相反應器（GPR1）並聯佈置。在本發明的一較佳實施方式中，第一產物流中的固體濃度與第三產物流中的固體濃度相同，或高於第三產物流中的固體濃度。
在所述第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體以及可選的氫氣的存在下，可以對第三產物流進行聚合，以獲得第二α-烯烴產物流。
在GPR2中，較佳地調整為以下條件：
| GPR2 | |
| 溫度，℃ | 70至85 |
| 壓力，barg | 13至22 |
| 單體 | 丙烯 |
| 共聚單體 | 乙烯 |
| 分流% | 10至25 |
上述條件可根據場合需要而變化。具體地，不僅可以對丙烯進行聚合，還可以對其他α-烯烴例如乙烯、1-丁烯、1-己烯或1-辛烯進行聚合。作為共聚單體，不僅可以使用乙烯進行共聚合，還可以使用其他α-烯烴，例如丙烯、1-丁烯、1-己烯或1-辛烯。
根據本發明的方法可以較佳地如下進行：將在步驟（c）之後獲得且從漿料反應器中排出的第一產物流分流成兩個產物流，即，第一次級產物流（2a）和第二次級產物流（2b）。
料流（2a）:（2b）的重量比，即，第一次級產物流對第二次級產物流的重量比，可以較佳地透過位於出口流處的流量控制閥控制在15：85至85：15的範圍內。
在本發明的此實施方式中，可以將第一次級產物流（2a）引入佈置於所述漿料反應器下游的所述第一氣相反應器（GPR1）中，並且，在所述第一氣相反應器（GPR1）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第一次級產物流（2a）進行聚合，以獲得第一α-烯烴產物流。
| GPR1 | |
| 溫度，℃ | 70至95 |
| 壓力，barg | 18至24 |
| 單體 | 丙烯 |
| 共聚單體 | 乙烯 |
| 分流% | 40至60 |
較佳地，針對GPR1所描述的上述條件，也可應用於GPR1中的第一次級產物流（2a）的聚合。另一方面，可以將第二次級產物流（2b）引入所述第二氣相反應器（GPR2）中，其中，所述第二氣相反應器（GPR2）佈置在所述漿料反應器下游且與第一氣相反應器（GPR1）並聯佈置。隨後，在所述第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第二次級產物流（2b）進行聚合，以獲得第二α-烯烴產物流。
| GPR1 | |
| 溫度，℃ | 70至95 |
| 壓力，barg | 18至24 |
| 單體 | 丙烯 |
| 共聚單體 | 乙烯 |
| 分流% | 40至60 |
較佳地，針對GPR2所描述的上述條件，也可應用於GPR2中的第二次級產物流（2b）的聚合。
作為前一段落的替代或補充方案，較佳地，第二聚合反應器（GPR1）和第三反應器（GPR2）以及可選的第四反應器（較佳地GPR3）中的操作溫度在70至95℃的範圍內，更佳地在75至85℃的範圍內。
在本發明的此替代實施方式中，提供在步驟（c）之後獲得且從漿料反應器中排出的第一產物流且將其分流成兩個產物流，即，第一次級產物流（2a）和第二次級產物流（2b），可選擇的是：將第三產物流（6）從漿料反應器輸送到所述第二氣相反應器（GPR2），以在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第三產物流（6）進行聚合。然而，如圖4所示，在本發明的另一較佳實施方式中可以具有上述設置。
在本發明的此替代實施方式中，可以將第三產物流（6）從漿料反應器直接輸送到第二氣相反應器（GPR2）；或者，可以將第三產物流（6）與第二次級產物流（2b）合併，並且可以將兩個料流共同輸送到第二氣相反應器（GPR2），在此處發生第二α-烯烴產物流（4b）的聚合。圖4列入了這兩種方案，透過虛線來顯示第三產物流（6）的輸送。然而，由虛線指定的這兩種方案在同一時間將只能實施其中一種。
當在本發明任一實施方式中提供第三產物流（6）時，第三產物流（6）中的固體濃度可以低於包含所述濃縮漿料的第一產物流（2）中的固體濃度。
在本發明的一較佳實施方式中，第一次級產物流（2a）中的固體濃度高於第二次級產物流（2b）中的固體濃度。這可以例如在濃縮步驟中實現，其中，透過去除一部分的流體相，以提供濃縮的第一次級產物流（2a）及主要包含流體相的第五產物流。可以將第五產物流再循環到漿料反應器。
較佳地，可以將上述步驟（d）或步驟（e’）中獲得的第一α-烯烴產物流，與上述步驟（e）或步驟（f）中獲得的第二α-烯烴產物流合併，以形成合併的α-烯烴產物流（5）。這在生產能夠實現單管線下游處理的多峰聚合物是特佳的，可以大幅降低設備和生產成本。
上述方法可以包括摻合製程，例如機械式摻合，包含混合及熔融摻合製程、及其任何組合、以及聚合製程期間的原位摻合。這些可以透過通常知識者周知的方法進行。
本發明的方法可以在如請求項13所界定的聚合系統中進行。較佳實施方式界定在請求項18至20中。這些實施方式分別顯示在圖2和圖3。這些聚合系統適於進行如上所述的本發明的方法。
根據本發明的聚合系統可以較佳地進一步包括：用於將離開所述第一氣相反應器的所述第一α-烯烴產物流與離開所述第二氣相反應器的所述第二α-烯烴產物流合併的各條輸送管線。
根據本發明的聚合系統可替代地根據請求項15界定。因此，根據此方案，其包括：用於將從漿料反應器中排出的所述第一產物流分流成第一次級產物流（2a）和第二次級產物流（2b）的各條輸送管線，其中，第一次級產物流包括所述濃縮漿料，其中，所述第一次級產物流（2a）被引入所述第一氣相反應器（GPR1）中，所述第二次級產物流（2b）被引入所述第二氣相反應器（GPR2 ）中。
根據本發明的上述替代實施方式的聚合系統可以較佳地進一步包括：用於從該漿料反應器中排出第三產物流（6）並將其輸送到所述第二氣相反應器（GPR2）的輸送管線，所述第二氣相反應器（GPR2）用於在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第三產物流（6）進行聚合，從而獲得所述第二α-烯烴產物流（4b），所述第二α-烯烴產物流（4b）從所述第二氣相反應器（GPR2）離開。
在本發明的此替代實施方式中，第三產物流（6）中的固體濃度可以較佳地低於包含所述濃縮漿料的第一產物流（2）中的固體濃度。
該聚合系統可以較佳地進一步包括閃蒸單元（圖中未顯示），其設置在所述第一氣相反應器和所述第二氣相反應器的上游及該漿料反應器的下游，用於從所述第一產物流中大致上去除所有剩餘的流體相，並提供包含聚合物固體和氣體的懸浮液（suspension）的第四產物流，第四產物流被輸送到所述第一氣相反應器和所述第二氣相反應器中的至少一個。
閃蒸單元通常由加熱的閃蒸管和接收容器組成。進入閃蒸單元的漿料的固體濃度可以較佳地為30至60體積%。在閃蒸單元中，將剩餘的烴從聚合物中去除。閃蒸管較佳地是被加熱的，例如透過蒸氣或水進行加熱。如果用水進行加熱，則可以有利地將加熱水從漿料反應器的夾套中排出。根據烴流體的組成來選擇溫度，使得流體大致上被蒸發。短語「大致上去除流體相」是指大部分的流體相被去除，且只有填充聚合物顆粒之間的體積及聚合物顆粒中的孔隙體積的一定量的流體與聚合物一起被保留。通常，接收容器的溫度可以為50至100℃，較佳地為60至90℃，特別是70至90℃，並且，壓力較佳地為10至30 bar，更佳地為12至27 bar，特別是14至24 bar。該壓力較佳地高於氣相反應器中的壓力，以允許將聚合物順利輸送到氣相反應器中。有利地，該壓力比氣相反應器中的壓力高至少0.05 bar。來自閃蒸單元的接收容器的頂部流的至少一部分被送到回收系統，以被再循環到漿料反應器和氣相反應器的至少一個中。
在被引入氣相反應器之前，來自閃蒸接收容器的產物流可以通過氣體交換區（圖中未顯示），在此處，用來自稀釋劑回收的基本上不含氫氣的氣體部分或用純烴較佳地用丙烷對產物流進行逆流沖洗，以減少挾帶到氣相反應器的氫氣量。氣體交換區可以設計為如WO 2004/039847中所述。
實驗部分
在所有反應器配置中，使用了以下組件。
反應器配置 1 （比較例）
採用環流反應器-氣相反應器（GPR）的配置，其中，兩個反應器串聯連接。在第一漿料（環流）反應器（SR）中循環的一部分漿料，作為漿料流（1）被引入分離容器（SV）例如旋液分離器中，以對漿料部分的固體含量進行濃縮，然後，濃縮漿料（2）作為產物流（底流）被引入下游的氣相反應器（GPR）中。從旋液分離器離開的溢流（3）被再循環到漿料（環流）反應器（SR），其中，溢流（3）的固體濃度低於被濃縮的底流且富含烴。產物流（4）從氣相反應器（GPR）離開，以進行進一步處理和最終用途。
具體地，首先在環流反應器中以70℃及55 barg的壓力進行聚合。將液化丙烯用作溶劑及單體連續進料到反應器中。將已預聚合的齊格勒-納塔催化劑進料到環流反應器中。將乙烯作為共聚單體加入反應器中。將在環流反應器中生產的聚合物作為固體濃度為~32 wt%的漿料從環流反應器中排出，並進料到旋液分離器。將旋液分離器的底部流濃縮至~44 wt%，並輸送到佈置於環流反應器下游的流體化床氣相反應器（GPR）。使旋液分離器的頂部流返回到環流反應器。在氣相反應器（GPR）中進行進一步的聚合，其中，將新鮮的氣態丙烯、乙烯和氫氣進料到反應器中，以獲得目標聚合物性質。GPR的操作條件為~85℃及~21 barg。控制環流反應器與氣相反應器之間的生產速率比（分流），以滿足最終聚合物的目標產物性質。從產物槽中回收未反應的單體及共聚單體氣體。將氣體流過濾、壓縮，使其通過回收系統並循環回到反應器。將來自產物槽的聚合物粉末輸送到除氣單元（degassing）並進一步造粒。
反應器配置 2 （實施例 1 ）
採用環流反應器-氣相反應器（GPR1）-氣相反應器（GPR2）的配置，其中，反應器GPR1和GPR2如本文所述地並聯配置且配置於環流反應器的下游。以與反應器配置1所述相同的方式使用分離容器（SV），例如旋液分離器，其中，從旋液分離器的底流獲得的濃縮漿料（2）被引入GPR1的入口，並且，在環流反應器（SR）中循環的漿料（6）被引入GPR2的入口，其中，漿料（6）的固體濃度低於濃縮漿料（2）的固體濃度。在GPR1和GPR2的每一個中，在以下列出的條件下生產聚丙烯產物（4a、4b）。
具體地，首先在環流反應器中以70℃及~55 barg的壓力進行聚合。將液化丙烯用作溶劑及單體連續進料到反應器中。將已預聚合的齊格勒-納塔催化劑進料到環流反應器中。將乙烯作為共聚單體加入反應器中。將在環流反應器中生產的聚合物作為固體濃度為~32 wt%的漿料從環流反應器中排出，並進料到旋液分離器。將旋液分離器的底部流濃縮至~44 wt%，並輸送到佈置於環流反應器下游的流體化床氣相反應器（GPR1）。使旋液分離器的頂部流返回到環流反應器。同時，從環流反應器的底部排出另一個漿料流，並直接輸送到與GPR1並聯佈置且佈置於環流反應器下游的第二流體化床反應器（GPR2）。由於出口閥處的沉降現象，此漿料流中的固體濃度為~38 wt%。在並聯佈置且佈置於漿料反應器下游的氣相反應器（GPR1和GPR2）中進行進一步的聚合。將新鮮的氣態丙烯、乙烯和氫氣同時進料到兩個氣相反應器中，以獲得目標聚合物性質。GPR1和GPR2的操作條件為~85℃及~21 barg。控制環流反應器與氣相反應器之間的生產速率比（分流），以滿足最終聚合物的目標產物性質。從產物槽中回收未反應的單體及共聚單體氣體。將氣體流過濾、壓縮，使其通過回收系統並循環回到反應器。將來自產物槽的聚合物粉末輸送到除氣單元（degassing）並進一步造粒。
可選地，可以將兩個產物流（4a、4b）合併為合併的產物流（5）。然而，這不是強制性的。
反應器配置 3 （實施例 2 ）
採用環流反應器-氣相反應器（GPR1）-氣相反應器（GPR2）的配置，其中，反應器GPR1和GPR2如本文所述地並聯配置且配置於環流反應器的下游。以與反應器配置1所述相同的方式使用分離容器（SV），例如旋液分離器，其中，從旋液分離器的底流獲得的濃縮漿料被分流成兩個產物流（2a和2b），產物流（2a）被引入GPR1的入口，而產物流（2b）被引入GPR2的入口。在GPR1和GPR2的每一個中，在以下列出的條件下生產聚丙烯產物（4a、4b）。
首先在環流反應器中以70℃及~55 barg的壓力進行聚合。將液化丙烯用作溶劑及單體連續進料到反應器中。將已預聚合的齊格勒-納塔催化劑進料到環流反應器中。將乙烯作為共聚單體加入反應器中。將在環流反應器中生產的聚合物作為固體濃度為~38 wt%的漿料從環流反應器中排出，並進料到旋液分離器。將旋液分離器的底部流濃縮至~44 wt%，並以50：50的比例分流成兩個料流。一個部分被輸送到佈置於環流反應器下游的第一流體化床氣相反應器（GPR1），而另一個部分被輸送到與GPR1並聯佈置且佈置於環流反應器下游的第二流體化床氣相反應器（GPR2）。使旋液分離器的頂部流返回到環流反應器。在氣相反應器（GPR1和GPR2）中進行進一步的聚合。將新鮮的氣態丙烯、乙烯和氫氣同時進料到兩個氣相反應器中，以獲得目標聚合物性質。GPR1和GPR2的操作條件為~85℃及~21 barg。控制環流反應器與氣相反應器之間的生產速率比（分流），以滿足最終聚合物的目標產物性質。從產物槽中回收未反應的單體及共聚單體氣體。將氣體流過濾、壓縮，使其通過回收系統並循環回到反應器。將來自產物槽的聚合物粉末輸送到除氣單元（degassing）並進一步造粒。
可選地，可以將兩個產物流（4a、4b）合併為合併的產物流（5）。然而，這不是強制性的。
結果顯示於下表。
表
1
| 比較例 | 環流反應器（Loop） → 旋液分離器（HyCy） → GPR1 | 總生產速率，kg/h | 71.3 |
| Loop中的生產速率，kg/h | 32.1 | ||
| GPR1中的生產速率，kg/h | 39.2 | ||
| GPR2中的生產速率，kg/h | - | ||
| Loop分流，% | 45 | ||
| GPR1分流，% | 55 | ||
| GPR2分流，% | - | ||
| 實施例1 | Loop → HyCy → GPR1 Loop → GPR2 | 總生產速率，kg/h | 77.5 |
| Loop中的生產速率，kg/h | 32.1 | ||
| GPR1中的生產速率，kg/h | 39.2 | ||
| GPR2中的生產速率，kg/h | 6.2 | ||
| Loop分流，% | 41 | ||
| GPR1分流，% | 51 | ||
| GPR2分流，% | 8 | ||
| 實施例2 | Loop → HyCy → GPR1 + GPR2 | 總生產速率，kg/h | 77.5 |
| Loop中的生產速率，kg/h | 32.1 | ||
| GPR1中的生產速率，kg/h | 39.2 | ||
| GPR2中的生產速率，kg/h | 6.2 | ||
| Loop分流，% | 41 | ||
| GPR1分流，% | 51 | ||
| GPR2分流，% | 8 |
透過上述實施例可以看出，本發明的方法實現了更高的生產速率，這一部分是因為挾帶進入GPR中的反應物較少。由於GPR2的並聯佈置，實施例1生產了更多的聚合物，從而顯著提高了聚合物的總生產速率。當將更高濃度（44 wt%/38 wt%固體濃度）的漿料流進料到氣相反應器時，可以減少挾帶進入到氣相反應器中的反應物。
與比較例相比，從實施例2中可以明顯看出相同的優點。更進一步地，與實施例1相比，實施例2具有的額外功效在於，在旋液分離器的底部流處獲得的濃縮漿料流（44 wt%固體濃度）被分流成兩個次級料流，這些次級料流被平行進料到氣相反應器GPR1和GPR2。因此，可進一步減少挾帶進入氣相反應器中的反應物。
1:聚合物漿料、漿料流
2:第一產物流、濃縮漿料
2a:第一次級產物流、料流、產物流
2b:第二次級產物流、料流、產物流
3:第二產物流、溢流
4:產物流
4a:第一α-烯烴產物流、聚丙烯產物、產物流
4b:第二α-烯烴產物流、聚丙烯產物、產物流
5:合併的產物流、合併的α-烯烴產物流
6:第三產物流、漿料
GPR:氣相反應器
GPR1:第一氣相反應器、第二聚合反應器、氣相反應器、流體化床氣相反應器、第一流體化床氣相反應器
GPR2:第二氣相反應器、第三反應器、氣相反應器、第二流體化床反應器、第二流體化床氣相反應器
SR:漿料反應器、漿料（環流）反應器、第一漿料（環流）反應器、環流反應器
SV:分離容器
圖1是先前技術的反應器配置的示意圖；
圖2是根據本發明第一實施方式的反應器配置的示意圖；
圖3是根據本發明第二實施方式的反應器配置的示意圖；以及
圖4是根據本發明第三實施方式的另一反應器配置的示意圖。
1:聚合物漿料、漿料流
2:第一產物流、濃縮漿料
3:第二產物流、溢流
4a:第一α-烯烴產物流、聚丙烯產物、產物流
4b:第二α-烯烴產物流、聚丙烯產物、產物流
5:合併的產物流、合併的α-烯烴產物流
6:第三產物流、漿料
GPR1:第一氣相反應器、第二聚合反應器、氣相反應器、流體化床氣相反應器、第一流體化床氣相反應器
GPR2:第二氣相反應器、第三反應器、氣相反應器、第二流體化床反應器、第二流體化床氣相反應器
SR:漿料反應器、漿料(環流)反應器、第一漿料(環流)反應器、環流反應器
SV:分離容器
Claims (20)
- 一種在聚合催化劑的存在下，以連續操作的多階段聚合序列生產α-烯烴聚合物的方法，包括以下步驟： （a）在漿料反應器中，在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物，其中，該漿料相具有第一固體濃度； （b）從該漿料反應器中連續排出含有聚合物和流體相的聚合物漿料（1）； （c）透過去除一部分的該流體相，對該聚合物漿料（1）的至少一部分進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的第一產物流（2）及主要包含該流體相的第二產物流（3），其中，該第一產物流的濃縮漿料具有高於該第一固體濃度的第二固體濃度； （d）在佈置於所述漿料反應器下游的第一氣相反應器（GPR1）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第一產物流（2）進行聚合，以獲得第一α-烯烴產物流（4a）； （e）在第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對從所述漿料反應器中排出的第三產物流（6）進行聚合，以獲得第二α-烯烴產物流（4b）。
- 如請求項1所述之方法，其中，所述第三產物流包含濃縮漿料，所述第三產物流的濃縮漿料的固體濃度低於所述第一產物流的該第二固體濃度。
- 一種在聚合催化劑的存在下，以連續操作的多階段聚合序列生產α-烯烴聚合物的方法，包括以下步驟： （a）在漿料反應器中，在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物，其中，該漿料相具有第一固體濃度； （b）從該漿料反應器中連續排出含有聚合物和流體相的聚合物漿料（1）； （c）透過去除一部分的該流體相，對該聚合物漿料（1）的至少一部分進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的第一產物流（2）及主要包含該流體相的第二產物流（3），其中，該第一產物流的濃縮漿料具有高於該第一固體濃度的第二固體濃度； （d’）將該第一產物流（2）分流成第一次級產物流（2a）和第二次級產物流（2b），其中，該第一產物流（2）包含所述濃縮漿料； （e’）在佈置於所述漿料反應器下游的第一氣相反應器（GPR1）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第一次級產物流（2a）進行聚合，以獲得第一α-烯烴產物流（4a）；以及 （f）在佈置於所述漿料反應器下游且與該第一氣相反應器（GPR1）並聯佈置的第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第二次級產物流（2b）進行聚合，以獲得第二α-烯烴產物流（4b）。
- 如請求項3所述之方法，其中， 在所述第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對從所述漿料反應器中排出的第三產物流（6）進行聚合，以獲得所述第二α-烯烴產物流（4b）。
- 如前述請求項中任一項所述之方法，其中，該第三產物流（6）中的固體濃度低於包含所述濃縮漿料的該第一產物流（2）中的固體濃度。
- 如前述請求項中任一項所述之方法，其中，步驟（c）在旋液分離器中進行。
- 如請求項6所述之方法，其中，對該聚合物漿料（1）進行濃縮，以提供包含該濃縮漿料（2）的底流以及富含烴的溢流（3）。
- 如請求項7所述之方法，其中，將該溢流（3）再循環到該漿料反應器。
- 如前述請求項中任一項所述之方法，其中，將請求項1的步驟（d）或請求項3的步驟（e’）中獲得的該第一α-烯烴產物流（4a），與請求項1的步驟（e）或請求項3的步驟（f）中獲得的該第二α-烯烴產物流（4b）合併，以形成合併的α-烯烴產物流（5）。
- 如前述請求項中任一項所述之方法，其中，將包含該濃縮漿料的所述第一產物流（2）從該漿料反應器中排出，從而該漿料反應器的出口處的固體濃度高於該漿料反應器中的固體濃度。
- 如請求項3至10中任一項所述之方法，其中，該第一次級產物流（2a）中的固體濃度高於該第二次級產物流（2b）中的固體濃度。
- 如前述請求項中任一項所述之方法，其中，在請求項1的步驟（c）之後，將包含所述濃縮漿料的所述第一產物流（2）輸送到閃蒸單元，以便大致上去除所有剩餘的流體相，並提供包含聚合物固體和氣體的懸浮液的改質產物流，並且，在所述第一氣相反應器（GPR1）中對所述改質產物流進行聚合。
- 一種在聚合催化劑的存在下，以連續操作的多階段聚合序列生產α-烯烴聚合物的聚合系統，包括： （A）漿料反應器，用於在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物，其中，該漿料相具有第一固體濃度，該漿料反應器具有允許連續排出聚合物漿料的至少一個出口； （B）分離容器，用於透過去除一部分的流體相，對從該漿料反應器中排出的該聚合物漿料的至少一部分進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的第一產物流（2）及主要包含該流體相的第二產物流（3），其中，該第一產物流（2）的濃縮漿料具有高於該第一固體濃度的第二固體濃度，該分離容器具有溢流和底流； （C）第一氣相反應器（GPR1），佈置在該漿料反應器下游，用於在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對該第一產物流（2）進行聚合，從而獲得第一α-烯烴產物流（4a），該第一α-烯烴產物流（4a）從所述第一氣相反應器（GPR1）離開；以及 （D）第二氣相反應器（GPR2），佈置在該漿料反應器下游且與該第一氣相反應器（GPR1）並聯佈置，用於在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對從該漿料反應器中排出的第三產物流（6）進行聚合，從而獲得第二α-烯烴產物流（4b），該第二α-烯烴產物流（4b）從所述第二氣相反應器（GPR2）離開。
- 如請求項13所述之聚合系統，其中，所述第三產物流（6）包含濃縮漿料，所述第三產物流的濃縮漿料的固體濃度低於所述第一產物流（2）的該第二固體濃度。
- 一種在聚合催化劑的存在下，以連續操作的多階段聚合序列生產α-烯烴聚合物的聚合系統，包括： （A）漿料反應器，用於在漿料相中存在有烴稀釋劑或液態單體的情況下，對α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體進行聚合，以獲得α-烯烴聚合物，其中，該漿料相具有第一固體濃度，該漿料反應器具有允許連續排出聚合物漿料的至少一個出口； （B）分離容器，用於透過去除一部分的流體相，對從該漿料反應器中排出的該聚合物漿料的至少一部分進行濃縮，以提供包含濃縮漿料的第一產物流（2）及主要包含該流體相的第二產物流（3），其中，該第一產物流（2）的該濃縮漿料具有高於該第一固體濃度的第二固體濃度，該分離容器具有溢流和底流；以及 （G）用於將從該漿料反應器中排出的該第一產物流（2）分流成第一次級產物流（2a）和第二次級產物流（2b）的各條輸送管線，其中，該第一產物流（2）包含所述濃縮漿料；其中 在佈置於所述漿料反應器下游的第一氣相反應器（GPR1）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第一次級產物流（2a）進行聚合，以獲得第一α-烯烴產物流（4a）；以及 在佈置於所述漿料反應器下游且與該第一氣相反應器（GPR1）並聯佈置的第二氣相反應器（GPR2）中，在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第二次級產物流（2b）進行聚合，以獲得第二α-烯烴產物流（4b）。
- 如請求項15所述之聚合系統，進一步包括： （D’）用於從該漿料反應器中排出第三產物流（6）並將其輸送到所述第二氣相反應器（GPR2）的輸送管線，所述第二氣相反應器（GPR2）用於在α-烯烴單體及可選的一種或多種α-烯烴共聚單體的存在下，對所述第三產物流（6）進行聚合，從而獲得所述第二α-烯烴產物流（4b），所述第二α-烯烴產物流（4b）從所述第二氣相反應器（GPR2）離開。
- 如請求項15或16所述之聚合系統，其中，該第三產物流（6）中的固體濃度低於包含所述濃縮漿料的該第一產物流（2）中的固體濃度。
- 如請求項13至17中任一項所述之聚合系統，其中，所述分離容器是旋液分離器。
- 如請求項13至18中任一項所述之聚合系統，進一步包括： （H）用於將離開所述第一氣相反應器（GPR1）的所述第一α-烯烴產物流（4a）與離開所述第二氣相反應器（GPR2）的所述第二α-烯烴產物流（4b）合併以形成合併的α-烯烴產物流（5）的各條輸送管線。
- 如請求項13至19中任一項所述之聚合系統，進一步包括： （I）閃蒸單元，設置在所述第一氣相反應器和所述第二氣相反應器中的一個或兩個的上游及該漿料反應器的下游，用於從所述第一產物流（2）和/或所述第三產物流（6）中大致上去除所有剩餘的流體相，並提供包含聚合物固體和氣體的懸浮液的改質產物流，該改質產物流被輸送到所述第一氣相反應器和所述第二氣相反應器中的至少一個。
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