使用环管反应器的连续淤浆聚合方法

发明领域

本申请是中国专利申请02828583.2的分案申请。本发明涉及在淤浆 聚合方法中用于连续地从包含惰性稀释剂和未反应单体的液体介质中分 离聚合物固体的装置。具体地，本发明涉及用于连续地从液体介质中分离 聚合物固体、干燥所述聚合物、和回收所述稀释剂和未反应单体的装置， 减少了使稀释剂蒸气冷凝成液体稀释剂以再用于所述聚合过程所需的压 缩。另一方面，本发明涉及连续地从液体介质中分离聚合物固体的方法。 具体地，本发明涉及连续地从液体介质中分离聚合物固体、干燥所述聚合 物、和回收所述惰性稀释剂和未反应单体以再用于所述聚合过程的方法。

本发明还涉及用于在连续淤浆环管反应器中生产聚合物的方法，包括 将催化剂、单体、以及可选择地，共聚单体、助催化剂、稀释剂、聚合物 改性剂或它们的混合物中的至少一种送入所述反应器；其中从多个催化剂 入口将催化剂送入所述反应器；并且从反应器中回收聚合物。

本发明还涉及用于在连续淤浆环管反应器中生产聚合物的方法，该方 法包括使在烃稀释剂中的单体反应形成在液体介质中的聚合物固体的聚 合淤浆；通过至少两个卸料管将聚合淤浆的一部分作为浆液流出液排出， 该浆液流出液包括在排出的液体介质中的排出的聚合物固体淤浆；将来自 至少两个卸料管的所述流出液合并；在第一闪蒸罐中闪蒸合并后的流出 液，以形成第一闪蒸蒸气和第一闪蒸浆液；以及在不压缩的情况下将所述 第一闪蒸蒸气的至少一部分冷凝。

本发明还涉及一种淤浆环管反应器，其包括多个催化剂入口；至少一 个原料入口；至少一个卸料管；以及在所述反应器中的至少一个循环器； 其中将催化剂入口设置在所述环管反应器对称点的45％范围内。

发明背景

在用于生产聚合物的许多聚合工艺中，生成聚合流出液，它是悬浮于 液体介质(通常为反应稀释剂和未反应单体)中的颗粒状聚合物固体的浆 液。此类方法的典型实例公开在Hogan和Bank的US2 285 721中，该文 献引入本文供参考。虽然Hogan文献中所述聚合工艺采用包含氧化铬和载 体的催化剂，但本发明适用于产生包含悬浮于包含稀释剂和未反应单体的 液体介质中的颗粒状聚合物固体浆液的流出液的任何工艺。这种反应过程 包括本领域称为粒形聚合的那些方法。

多数工业操作中，希望以不使液体介质受到污染的方式分离所述聚合 物和包含惰性稀释剂和未反应单体的液体介质，从而可将所述液体介质再 循环至聚合区，即使有任何提纯的话也是最少。迄今已使用的特别有利的 技术是Scoggin等的US3 152 872中所公开的那些技术，更具体地是结合 该专利的图2所说明的实施方案。该方法中，反应稀释剂、溶解的单体和 催化剂在环管反应器中循环，其中聚合反应的压力为约100至700psia。 所产生的固体聚合物也在反应器中循环。聚合物和液体介质的浆液收集在 所述淤浆环管反应器的一或多个沉降支管中，使浆液周期性地从中排放至 闪蒸室中，在其中使所述混合物闪蒸至低压如约20psia。虽然所述闪蒸 导致所述液体介质基本上完全从聚合物中除去，但必须将气化的聚合稀释 剂(如异丁烷)再压缩以使所回收的稀释剂冷凝成适用于作为液体稀释剂 循环回所述聚合区的液体形式。压缩设备的成本及其操作所需功用通常占 生产聚合物所需费用的很大一部分。

一些聚合工艺在稀释剂循环回反应器之前蒸馏所述液化稀释剂。蒸馏 的目的是除去单体和轻馏分污染物。然后使蒸馏后的液体稀释剂通过处理 器床除去催化剂毒物，然后进入所述反应器。蒸馏和处理所用设备及功用 成本可能是所述聚合物生产成本的很大一部分。

在工业操作中，希望以最小的成本使所述稀释剂蒸气液化。迄今所用 的这种技术之一公开在Hanson和Sherk的US4 424 341中，其中中压闪 蒸步骤在这样的温度和这样的压力下除去大部分稀释剂以致不用通过成 本更高的压缩步骤而是通过热交换使此稀释剂的闪蒸部分液化。

发明概述

本发明涉及在连续淤浆环管反应器中生产聚合物的方法，包括将催 化剂、单体、以及可选择地，共聚单体、助催化剂、稀释剂、聚合物改性 剂或它们的混合物的至少一种送入所述反应器；其中从多个催化剂入口将 催化剂送入所述反应器；并且从反应器中回收聚合物。

按照本发明的一种实施方案，该方法还包括用于单体、共聚单体、助 催化剂、稀释剂、聚合物改性剂、工艺添加剂或它们的混合物中的至少一 种的至少一个原料入口。优选地，该方法包括多个原料入口。

在按照本发明的另一种实施方案中，该方法还包括在反应器中的至少 一个循环器。优选地，所述至少一个循环器包括泵。还优选地，所述至少 一个循环器包含马达驱动装置，以增加环管反应器中循环浆液的压力。

按照本发明的一种实施方案，将至少一个催化剂入口设置在至少一个 循环器的吸入端。按照本发明的另一种实施方案，将至少一个原料入口设 置在至少一个循环器的排出端。优选地，将至少一个催化剂入口和至少一 个原料入口分别设置在同一循环器的吸入端和排出端。

一般地，将催化剂入口设置在所述环管反应器的对称点的45％范围 内。优选地，将催化剂入口设置在所述环管反应器的对称点的25％范围 内。更优选地，将催化剂入口设置在所述环管反应器的对称点的10％范 围内。最优选地，将催化剂入口设置在所述环管反应器的对称点。

一般地，将循环器设置在所述环管反应器的对称点的45％范围内。 优选地，将循环器设置在所述环管反应器的对称点的25％范围内。更优 选地，将循环器设置在所述环管反应器的对称点的10％范围内。最优选 地，将循环器设置在所述环管反应器的对称点。

还一般地，将原料入口设置在所述环管反应器的对称点的45％范围 内。优选地，将原料入口设置在所述环管反应器的对称点的25％范围内。 更优选地，将原料入口设置在所述环管反应器的对称点的10％范围内。 最优选地，将原料入口设置在所述环管反应器的对称点。

按照本发明的另一种实施方案，所述环管反应器的长度至少为750 英尺，优选至少为1000英尺，更优选至少为1400英尺。在另一种实施方 案中，所述环管反应器至少有6根支管，优选至少有8根支管，更优选至 少有12根支管。在另一种实施方案中，所述环管反应器的体积至少为 10000加仑，优选至少为20000加仑，更优选至少为35000加仑，最优选 至少为40000加仑。

按照本发明的一种实施方案，以wt％计，沿所述环管反应器的任何两 点采集的反应单体的浓度差在高值的20％以内。在一优选实施方案中， 以wt％计，沿所述环管反应器的任何两点采集的反应单体的浓度差在高值 的10％以内。在一更优选的实施方案中，以wt％计，沿所述环管反应器的 任何两点采集的反应单体的浓度差在高值的5％以内。

本发明还涉及用于在连续淤浆环管反应器中生产聚合物的方法，该方 法包括使在烃稀释剂中的单体反应形成在液体介质中的聚合物固体的聚 合淤浆；通过至少两个卸料管将聚合淤浆的一部分作为浆液流出液排出， 该浆液流出液包括在排出的液体介质中的排出的聚合物固体淤浆；将来自 至少两个卸料管的所述流出液合并；在第一闪蒸罐中闪蒸合并后的流出 液，以形成第一闪蒸蒸气和第一闪蒸浆液；以及在不压缩的情况下将所述 第一闪蒸蒸气的至少一部分冷凝。

按照本发明的一种实施方案，至少通过一个卸料管的浆液流出液的排 出是连续的。优选地，至少通过两个卸料管的浆液流出液的排出是连续的。 还优选地，将来自所有卸料管的所述流出液合并到一个传料导管。

按照本发明的另一种实施方案，将卸料管设置在所述环管反应器的对 称点的45％范围内。优选地，将卸料管设置在所述环管反应器的对称点 的25％范围内。更优选地，将卸料管设置在所述环管反应器的对称点的 10％范围内。最优选地，将卸料管设置在所述环管反应器的对称点。

按照本发明的另一种实施方案，将至少一个卸料管设置在所述环管反 应器的底部管道(run)上。优选地，所述底部管道是180°弯管。还优选 地，将该卸料管设置在所述180°弯管中心的45°范围内。更优选地，将该 卸料管设置在所述180°弯管中心的25°范围内。还更优选地，将该卸料管 设置在所述180°弯管中心的10°范围内。最优选地，将该卸料管设置在所 述180°弯管中心。

本发明还涉及用于连续地从包含惰性稀释剂和未反应单体的液体介质 中分离聚合物固体的装置。另一方面，本发明涉及用于连续地从液体介质 中分离聚合物固体、干燥所述聚合物、和回收所述稀释剂和未反应单体的 装置，减少了使稀释剂蒸气冷凝成液体稀释剂以再用于所述聚合过程所需 压缩。另一方面，本发明涉及连续地从液体介质中分离聚合物固体的方法。 另一方面，本发明涉及连续地从液体介质中分离聚合物固体、干燥所述聚 合物、和回收所述惰性稀释剂和未反应单体以再用于所述聚合过程的方 法。

根据本发明，还提供一种用于连续地从包含在含有惰性稀释剂和未反 应单体的液体介质中的聚合物固体浆液的聚合流出液中回收所述聚合物 固体的装置。所述装置包括：位于淤浆反应器(其例子包括淤浆环管反应 器和搅拌釜式淤浆反应器)上的卸料阀，用于将所述淤浆反应器的一部分 内容物连续排放至第一传料导管；具有由以等于或大于所述浆液/聚合物 固体的滑动角的角度向水平方向倾斜的基本上直的侧面限定的底部的第 一闪蒸罐，其中所述第一闪蒸罐的压力和所述聚合流出液的温度是这样的 以致约50至约100％的所述液体介质将气化而且所述蒸气的惰性稀释剂 组分可在不压缩的情况下通过与温度在约65至约135°F的流体热交换而 冷凝；与所述第一闪蒸罐相通的第一闪蒸罐出口密封室，其长度(1)和 直径(d)使这样水平的浓缩聚合物固体/浆液在所述第一闪蒸罐出口密 封室中积累而形成压力密封；密封室出口减压器，用于使浓缩聚合物固体 /浆液的活塞流连续排放至第二传料导管，将所述浓缩聚合物固体/浆液 传送至第二闪蒸罐，其中所述第二闪蒸罐的压力和所述浓缩聚合物固体/ 浆液的温度是这样的以致任何残留的惰性稀释剂和/或未反应单体基本 上全部气化而从塔顶除去用于通过压缩和热交换而冷凝，所述聚合物固体 从所述第二闪蒸罐底部排出用于其它加工或储存。

本发明还提供一种方法，包括：通过卸料阀连续地从淤浆反应器中排 出聚合流出液流；在所述聚合流出液通过所述第一传料导管期间增加其热 含量至低于所述聚合物熔点的温度，同时将所述聚合流出液连续地传送至 第一闪蒸罐，所述第一闪蒸罐具有由以等于或大于所述浓缩的聚合物固体 /浆液的滑动角的角度向水平方向倾斜的基本上直的侧面限定的底部；在 所述第一加热的闪蒸罐中连续地使约50至约100％的所述液体介质气化 以产生浓缩聚合物固体/浆液和处于这样的温度和压力下的蒸气流以致 所述蒸气的惰性稀释剂组分可在不压缩的情况下通过与温度在约65至约 135°F的流体热交换而冷凝；将所述浓缩聚合物固体/浆液连续地从所述 第一闪蒸罐排放至第一闪蒸罐出口密封室，其长度(1)和直径(d)使大 量浓缩聚合物固体/浆液持续保持在所述第一闪蒸罐出口密封室中而形 成压力密封；使所述浓缩聚合物固体/浆液从所述第一闪蒸罐出口密封室 通过密封室出口减压器连续排放，所述减压器由以等于或大于从中除去约 50-100％惰性稀释剂后保留的所述聚合物固体的滑动角的角度向水平方 向倾斜的基本上直的侧面限定；将浓缩聚合物固体/浆液的连续活塞流从 所述第一闪蒸罐出口密封室经所述密封室出口减压器传送至第二传料导 管，将所述浓缩聚合物固体/浆液的连续活塞流传送至第二闪蒸罐；在比 所述第一闪蒸罐更低的压力下操作的第二闪蒸罐中使任何残留的惰性稀 释剂和/或未反应单体基本上全部连续地气化；通过压缩和热交换使来自 所述第二闪蒸罐的气化的惰性稀释剂和/或未反应单体冷凝；使基本上干 燥的聚合物浆液连续地从所述第二闪蒸罐排出用于其它加工或储存。

本发明还涉及用于从环管反应器中的循环浆液中捕获比循环浆液中固 体的重量百分率更高重量百分率的聚合物固体的装置。所述装置包括有第 一端的导管，其中所述第一端向所述环管反应器中延伸一段距离。所述导 管还有限定开口的部分，其中所述开口相应于所述循环浆液的方向设置。 理想地，所述开口可面向所述循环浆液的流动方向。此外，一部分导管可 从环管反应器向外延伸用于从环管反应器中连续或不连续地排放聚合物 固体。

本发明还提供用于从环管反应器中的循环浆液中捕获比循环浆液中聚 合物固体的重量百分率更高重量百分率的聚合物固体的方法。该方法包括 使具有限定开口的部分的导管向环管反应器中延伸一段距离的步骤，其中 所述开口延伸至所述循环浆液中。此外，该方法可包括通过从环管反应器 中向外延伸的导管部分连续或不连续地从环管反应器中排放聚合物固体 的步骤。

当然，本发明还可以包括本文所公开的实施方案的各种结合。

本发明还提供一种用于从与环管反应器相连并与所述环管反应器流 体相通的导管中清除聚合物固体的装置。该装置包括一个传感器、与所述 导管流体相通的第一阀门、位于第一惰性稀释剂和所述导管之间的第二阀 门，其中所述第一惰性稀释剂与所述环管反应器和所述第一阀门之间的导 管流体相通，根据所述传感器所产生的信号，关闭所述第一阀门，打开所 述第二阀门，使所述第一惰性稀释剂在足以从导管中清除聚合物固体的压 力下以足够的量进入所述导管。该装置还可进一步包括位于第二惰性稀释 剂和所述导管之间的第三阀门，其中所述第二惰性稀释剂与所述环管反应 器和所述第一阀门之间的导管流体相通。这样当打开所述第一阀门并关闭 所述第二阀门时，打开所述第三阀门使第二惰性稀释剂进入所述导管。

本发明还提供一种用于从与环管反应器相连并与所述环管反应器流 体相通的导管中清除聚合物固体的方法。该方法包括以下步骤：(1)响 应于来自第一传感器的第一信号关闭第一阀门，其中所述第一阀门与所述 导管相连并与之流体相通；(2)响应于来自第二传感器的第二信号打开 第二阀门，其中所述第二阀门与第一惰性稀释剂和所述导管之间流体相 通，其中所述第一惰性稀释剂与所述环管反应器和所述第一阀门之间的导 管流体相通；和(3)在足以从所述导管中清除聚合物固体的压力下使足 量的第一惰性稀释剂流入所述导管。该方法中，所述第一和第二传感器可 以是一个共用传感器，所述第一和第二信号可以是一个共用信号。

本发明还提供一种用于使细料返回环管反应器中的聚合浆液中的装置。 该装置包括用于将一部分聚合浆液从环管反应器排入第一传料导管的卸 料阀。所述第一传料导管将所述聚合浆液传送至第一闪蒸罐中。所述第一 闪蒸罐使一部分聚合浆液转化成第一流体如蒸气。所述第一流体包含来自 所述聚合浆液的一部分稀释剂和细料。第二传料导管将所述第一流体传送 至第一旋风分离器中，所述第一旋风分离器使一部分第一流体转化成第二 流体如蒸气。所述第二流体包含一部分稀释剂和细料。第三传料导管将所 述第二流体传送至换热器中，所述换热器使所述第二流体转化成包含所述 稀释剂和细料的液体。第四传料导管使所述液体返回所述环管反应器中的 聚合浆液中。该装置还可包括第一传料导管加热器，用于在所述第一传料 导管加热器和所述聚合浆液之间换热。

本发明还提供一种用于使细料返回环管反应器中的聚合浆液中的方 法。该方法包括：(i)从所述环管反应器中排出一部分聚合浆液；(ii) 将所排出的聚合浆液传送至第一闪蒸罐中；(iii)在所述闪蒸罐中使一 部分聚合浆液转化成第一流体，所述第一流体包含稀释剂和所述细料； (iv)将所述第一流体从所述第一闪蒸罐传送至第一旋风分离器中；(v) 在所述旋风分离器中使一部分第一流体转化成包含所述稀释剂和所述细 料的第二流体；(vi)将所述第二流体传送至换热器中；(vii)在所述 换热器中使所述第二流体转化成包含所述稀释剂和所述细料的液体；和 (viii)使所述液体返回所述环管反应器中的聚合浆液中。

本发明还提供一种用于从以大于2.8lbs/hr-gal的时空产率操作 的环管反应器中的聚合浆液中产生聚合物的装置和方法。在此情况下，在 包含液体介质和固体的聚合浆液中形成聚合物。使所述聚合浆液排入第一 传料导管。离开所述环管反应器时将所述聚合浆液称为聚合流出液。在第 一传料导管中将所述聚合流出液加热至低于所述聚合物固体熔融温度的 温度。使加热后的聚合流出液经所述第一传料导管传送至第一闪蒸罐中。 在所述第一闪蒸罐中，使约50％至约100％的所述液体介质气化。通过热 交换使所述蒸气冷凝。使聚合物固体从第一闪蒸罐经密封室排入第二闪蒸 罐，所述密封室的尺寸足以使足以保持压力密封的大量聚合物固体保持在 所述密封室中。然后将所述聚合物固体传送至第二闪蒸罐中。在第二闪蒸 罐中，使所述聚合物固体受到从第一闪蒸罐中的较高压力至第二闪蒸罐中 的较低压力的减压。然后将所述聚合物固体从第二闪蒸罐中排出。此外， 所述聚合浆液中固体的重量百分率可大于47％。所述环管反应器可在大 于0.15ft/ft的总循环泵送压头/反应器距离下操作。所述环管反应器也 可在循环泵送压头大于或等于200ft下操作，并且具有多于8根立式支 管(leg)、理想地有在10和16根之间的立式支管、更理想地有在10 和12根之间的立式支管、最理想地有12根立式支管。所述环管反应器中 聚合浆液的体积可大于20000加仑。

本发明的目的之一是提供用于使聚合物固体连续地两级闪蒸干燥的 装置和方法，包括：通过末端卸料阀(point discharge value)从淤浆 反应器中连续排出包含聚合物固体和含惰性稀释剂和未反应单体的液体 介质的聚合流出液，连续控制第一闪蒸罐出口密封室中的固含量以提供压 力密封，使所述第一闪蒸罐在比所述第二闪蒸罐明显更高的压力下操作， 同时通过所述密封室出口减压器将聚合物固体连续排放至第二传料导管 并进一步地传送至第二闪蒸罐中(其避免第一闪蒸罐堵塞)，并通过热交 换而非压缩使约50％至约100％的惰性稀释剂蒸气连续液化。

本发明的另一目的是消除淤浆反应器上对沉降支管的需要和周期性 地排放所述沉降支管的内容物所致淤浆反应器中间歇的高压脉冲。本发明 的另一目的是通过消除沉降支管中堵塞的可能性改善安全性。

本发明的另一目的是避免所述卸料阀下游设备堵塞。在聚合反应器的 沉降支管中继续聚合，反应热进一步加热所述液体介质并有可能使一些聚 合物固体溶解或熔融在一起。沉降支管的内容物离开所述卸料阀时，所述 压降使一些液体介质闪蒸而导致剩余的液体介质冷却使所述溶解的聚合 物沉淀而趋于堵塞下游设备。不需要沉降支管的本发明还通过避免聚合物 固体开始溶解或熔融而消除下游设备堵塞的可能性。

本发明的另一目的是通过连续卸料和增加反应器出口处液体介质的 乙烯浓度(例如大于或等于4％(重)、理想地为4至8％(重)、更理 想地为5至7％(重))提高反应器的生产量。沉降支管因沉降支管内反 应加速导致下游设备堵塞的趋势增加而限制了乙烯浓度。连续聚合流出浆 液流动使乙烯浓度仅受乙烯在反应器中液体稀释剂中的溶解度限制，从而 增加聚合的比反应速率并提高反应器的生产量。

本发明的另一目的是提高在环管反应器的聚合区内循环的聚合浆液 中聚合物固体的重量百分率(wt％)。理想地，所述聚合浆液中聚合物固 体的wt％大于45％、更理想地为45至65％、还更理想地为50至65％、 最理想地为55至65％。

本发明的另一目的是提高时空产率(STY)，以磅/小时-加仑(lbs /hr-gal)表示。理想地，所述STY大于2.6、更理想地为2.6至4.0、 最理想地为3.3至4.0。

本发明的其它方面、目的和优点将从以下公开和图1和2中体现。

权利要求的装置和方法提供几个优于现有技术的优点，包括：(1) 可从聚合浆液流出液的卸料点经卸料阀、第一闪蒸罐、密封室、密封室出 口减压器、至第二闪蒸罐连续地处理淤浆反应器的内容物，(2)环管反 应器液体介质中乙烯浓度显著增加从而提高反应器生产量，(3)聚合浆 液中聚合物固体的wt％显著增加，(4)反应器的时空产率显著增加，和 (5)通过减少压缩和/或蒸馏反应器气-液流出液的需要而降低能耗。 可减小循环压缩机和其它下游设备的尺寸或省去。

发明详述

本文所用术语“聚合浆液”主要意指在环管反应器中循环的包括聚合 物固体和液体的两相组合物。所述固体包括催化剂和聚合的烯烃如聚乙 烯。所述液体包括惰性稀释剂如异丁烷及溶解的单体、共聚单体、分子量 控制剂如氢气、抗静电剂、防污剂、清除剂、和其它加工助剂。

本文所用术语“时空产率”(STY)意指单位环管反应器体积或聚合 浆液体积的聚合物产率。

本文所用术语“催化剂生产能力”意指产生的聚合物重量/引入环管 反应器中的催化剂重量。

本文所用术语“聚合物停留时间”意指聚合物颗粒保留在环管反应器 内的平均持续时间。

本文所用术语“多个”意指大于一个。

本文所用术语“恒定反应动力学”意指以wt％计，沿所述环管反应器 的任何两点采集的单体的浓度差在高值的20％以内。

本文所用术语“对称点”意指沿所述环管反应器的整个长度是等距的。 例如，对于1200英尺长的环管反应器，两个对称点相距600英尺，三个 对称点相距400英尺，四个对称点相距300英尺设置，等等。作为非限制 性的例子，对于1200英尺的反应器，设置在该反应器对称点的三个催化 剂入口应相距400英尺。作为非限制性的进一步的例子，对于1200英尺 的反应器，设置在它们的对称点25％范围内的三个原料入口，应被分别 设置在400英尺对称点的25％范围内，即相距300-500英尺的范围内， 因此，这些部件中的一个或多个与其它部件将是不等距的。例如，对于具 有三个催化剂入口的1200英尺的环管反应器，第一和第二催化剂入口相 距400英尺，第三入口与第二催化剂入口相距300英尺，第三入口与第一 入口相距500英尺，这种情况也在本发明的范围内。

本文所用术语“闪蒸浆液”意指含夹带的(被吸收的)液体介质和夹 带的闪蒸蒸气(如果有的话)的聚合物固体和/或混合在“自由流动的” 液体介质中的聚合物固体。

本发明适用于包含聚合物固体和含惰性稀释剂和未反应的可聚合单 体的液体介质的浆液，包括烯烃聚合所得浆液。一般用于此反应的烯烃单 体理想地包括每分子有2至8个碳原子的1-烯烃。典型实例包括乙烯、 丙烯、丁烯、戊烯、己烯和辛烯。其它例子包括乙烯基芳族单体(如苯乙 烯和烷基取代的苯乙烯)、成对分布的单体(如异丁烯)和环烯烃(如降 冰片烯和乙烯基降冰片烯)。用于此烯烃聚合的典型稀释剂包括每分子有 3至8、优选3至4个碳原子的饱和脂族烃，如丙烷、异丁烷、丙烯、正 丁烷、正戊烷、异戊烷、正己烷、异辛烷等。这些稀释剂中，优选每分子 有3至4个碳原子的那些，最优选异丁烷。

按照本发明的一个实施方案，聚合流出液的卸料速度应使来自淤浆环 管反应器的连续工艺物流从液化聚合流出液的卸料点通过单点卸料阀并 通过第一闪蒸罐和相联的蒸气回收和固体回收系统。聚合流出液的卸料速 度应使所述淤浆反应器内保持恒压并消除淤浆反应器上的沉降支管内发 生的与一部分反应器内容物的排放相伴的间歇高压脉冲。

从反应器中排出的聚合流出液在传送至第一闪蒸罐用于气化期间被 加热至低于聚合物熔融温度的温度。这可通过适当加热此第一传料导管实 现。在聚合流出液通过此第一导管传送至第一闪蒸罐期间向所述聚合流出 液供应的热量优选至少等于要在第一闪蒸罐中闪蒸气化的惰性稀释剂量 的蒸发热。这将使在第一闪蒸罐中形成的要通入第二闪蒸罐的浓缩聚合物 固体以更高的固体温度通入第二闪蒸罐，从而利于通过第二闪蒸罐的操作 除去该聚合物固体孔中残留的稀释剂。聚合流出液通过第一传料导管传送 至第一闪蒸罐期间传递给聚合流出液的热量甚至可能更高，只要如此传递 的热量不使其中的聚合物固体被加热至它们趋于熔融或相互附聚的温度。

所述浓缩聚合物固体/浆液从第一闪蒸罐排放至这样长度(1)和直 径(d)的第一闪蒸罐出口密封室中使足以在所述出口密封室中保持压力 密封的足量的浓缩聚合物固体/浆液保持在所述出口密封室中。所述浓缩 聚合物固体/浆液从所述出口密封室经出口密封室减压器排放至第二传 料导管中，将所述浓缩聚合物固体/浆液以活塞流传送至第二闪蒸罐中。 所述出口密封室减压器由以等于或大于所述浓缩聚合物固体/浆液的滑 动角的角度向水平方向倾斜的基本上直的侧面限定。

用于第一闪蒸步骤的压力将随稀释剂和未反应单体的性质和聚合流 出液的温度而改变。典型地，可采用在约140至约315psia范围内的压力； 更优选约200至约270psia；最优选约225至约250psia。

用于冷凝来自第一闪蒸步骤的蒸气的换热流体温度在约65至约 150°F的范围内。优选实施方案使用温度约75至约140°F的换热流体。最 优选的实施方案使用温度约85至约130°F的换热流体。

当使用大型环管反应器时，希望保持恒定反应动力学。在大型环管反 应器中，诸如未反应单体的反应物浓度在原料入口的下游比较高。随着反 应的进行，沿环管长度方向的反应物的浓度降低。这种现象产生了沿环管 的反应物浓度梯度，可以导致产率降低，最终产品的质量问题，以及反应 器控制难度。因此，希望使用多个反应物的原料入口来降低浓度梯度。为 了类似的原因，希望通过使用多个入口以便催化剂、助催化剂、聚合物改 性剂和/或工艺添加剂平均分布。

本文定义的“恒定反应动力学”，意指以wt％计，沿所述环管反应器 的任何两点采集的反应单体的浓度差在较高值的20％以内。作为图5所 示的非限制性的例子，在反应期间的同一时间从两个取样口505、506采 集两个样品，并分析其中未反应乙烯的浓度。得到两个值：4.0wt％和 3.5wt％。因此，两个值的差为0.5wt％，在较高值的20％范围内(4.0wt％ 的20％)。这表明该环管反应器具有“恒定反应动力学”。这两个取样 口505、506的位置可以是沿环管反应器的任何一点。作为浓度分析所使 用的方法可以是任何公知的方法，只要使用同样的方法来分析两个样品即 可。

本发明方法的一个方面是在具有从多个催化剂入口送入该环管反应 器的催化剂的大型连续淤浆环管反应器中生产聚合物，作为非限制性的例 子，在502A、502B、502C、502D将催化剂送入该环管反应器。优选地， 该方法包括用于单体、共聚单体、助催化剂、稀释剂、聚合物改性剂、工 艺添加剂或它们的混合物的至少一种的至少一个、优选多个原料入口 503A、503B、503C、503D。可以使用聚合物改性剂来改变聚合物的结构和 性能。可以使用工艺添加剂来改善反应器的操作性能，诸如降低运行大型 环管反应器的静态效应(static effect)。对于本领域的技术人员来说， 为了得到本发明公开的优点，在本方法中可以使用很多不同的共聚单体、 助催化剂、稀释剂、聚合物改性剂和工艺添加剂。例如，在典型的乙烯聚 合中，为了在环管反应器1中保持相对恒定的乙烯浓度，可通过一个或多 个原料入口503A、503B、503C、503D将乙烯送入。该方法优选还包括在 环管反应器中的至少一个循环器501A、501B、501C和/或501D。更优选 地，所述循环器是泵和/或包含马达(507)驱动装置，以增加环管反应 器中循环浆液的压力。

按照本发明的一种实施方案，将至少一个催化剂入口502A、502B、 502C和/或502D设置在循环器501A、501B、501C和/或501D的吸入端。 将至少一个原料入口503A、503B、503C和/或503D优选地设置在至少一 个循环器的排出端。更优选地，将至少一个催化剂入口和至少一个原料入 口分别设置在同一循环器的吸入端和排出端。

沿环管反应器合理地设置催化剂入口、循环器和原料入口的位置，以 沿环管反应器方向保持恒定反应动力学，一般在对称点的45％范围内， 优选在25％范围内，更优选在10％范围内，并且最优选地是设置在它们 的对称点。“对称点”意指沿所述环管反应器的整个长度是等距的那一点。 例如，对于1200英尺长的环管反应器，两个对称点相距600英尺，三个 对称点相距400英尺，四个对称点相距300英尺设置，等等。作为非限制 性的例子，对于1200英尺的反应器，设置在该反应器对称点的三个催化 剂入口应相距400英尺。

这可以通过非限制性的图6所示进一步来理解。图6示出了一个1200 英尺的反应器，其中对称点(A、B、C)相距400英尺。A和A1之间的距 离是400英尺的25％，即100英尺。A和A2之间的距离是400英尺的10 ％，即40英尺。在对称点的25％范围内设置的三个原料入口均被设置在 400英尺对称点的25％范围内，即相距300(A1-B之间)至500(C-A1 之间)英尺。因此，这些部件中的一个或多个与其它部件是不等距的。例 如，对于具有三个催化剂入口的1200英尺环管反应器，第一和第二催化 剂入口相距400英尺，第三入口与第二催化剂入口相距300英尺，第三入 口与第一入口相距500英尺，这种情况也在本发明的范围内。

环管反应器的长度至少为750英尺，优选至少1000英尺，更优选至 少1400英尺。另外，环管反应器至少有6根支管，优选至少8根支管， 更优选至少12根支管。并且，环管反应器的体积至少为10000加仑，优 选至少20000加仑，更优选至少35000加仑，最优选至少40000加仑。

再回到图5，例如，沿1000英尺长的环管反应器1合理地设置4个 循环器501A，501B，501C，501D，这4个循环器的对称点相距250英尺。 循环器501A，501B，501C，501D的最优选的位置是在对称点。这4个循 环器彼此相距约250英尺。催化剂入口502A，502B，502C，502D和原料 入口503A，503B，503C，503D也被合理并均匀地设置在它们的沿环管反 应器的对称点，并且优选地设置在同一循环器的吸入和排出端。虽然图5 所示的例子中4个循环器的每一个在其吸入和排出端都分别设有催化剂 入口和原料入口，但不必都处于运行状态。恒定反应动力学可以通过将循 环器、催化剂入口和原料入口进行多种联合操作来实现，本领域的普通技 术人员容易实现这种布置以达到本发明公开的优点。例如，恒定反应动力 学可以在具有两个循环器、三个催化剂入口和四个原料入口的一些应用中 来实现。

虽然“恒定反应动力学”被定义为以wt％计，沿所述环管反应器的任 何两点采集的反应单体的浓度差在高值的20％以内，但优选为这两个反 应单体浓度差在高值的10％以内，更优选在高值的5％以内。这可以通过 合理地设置如上文公开的催化剂入口、原料入口和循环器，以及通过将循 环器、催化剂入口和原料入口进行多种联合操作来实现，本领域的普通技 术人员容易实现这种布置以达到本发明公开的优点。

本发明的另一方面涉及在连续淤浆环管反应器中生产聚合物，包括： 将在烃稀释剂中的单体反应形成在液体介质中聚合物固体的聚合淤浆；通 过至少两个卸料管将聚合淤浆的一部分作为流出液排出，该流出液包括在 排出的液体介质中的排出的聚合物固体淤浆；将来自至少两个卸料管的所 述流出液合并；在第一闪蒸罐中闪蒸合并后的流出液，以形成第一闪蒸蒸 气和第一闪蒸浆液；以及在不压缩的情况下将所述第一闪蒸蒸气的至少一 部分冷凝。非限制性的多个卸料管的图例如图5的504A和504B所示。优 选地，至少通过一个卸料管504A和504B的浆液流出液的排出是连续的， 更优选地，至少通过两个卸料管的浆液流出液的排出是连续的。由于有多 个卸料管，因此即使从几个卸料管中断开一个，生产也可以继续进行。

还优选地，将来自所有卸料管的流出液合并到一个传料导管508。可 以理解的是，多浆液排出方式可被单独地考虑或与本文描述的本发明的所 有其它方式结合来考虑。

将卸料导管合理地沿环管反应器设置，一般在对称点的45％以内， 优选地在25％以内，更优选地在10％以内，最优选地在它们的对称点设 置。图5表示的设计中，两个卸料管504A和504B被设置在环管反应器1 的底部管道上或接近底部管道上。环管反应器的至少一个底部管道优选为 180°弯管。虽然在每个弯管上都可以设置卸料管，但优选的是至少两个卸 料管被分别设置在反应器中不同的180°弯曲的底部管道中，即，一个卸 料管/每个底部管道。来自两个卸料管的浆液优选地被合并到一个传料导 管508。

如图7所示，卸料管优选地设置在底部管道(在7A和7B之间)中心 (7C)的45°范围内，优选地设置在180°弯管中心的25°范围内，更优选 地，卸料管在180°弯管中心的10°范围内。最优选地，卸料管在180°弯管 (7C)的中心。

如上所述，环管反应器的长度可以至少为750英尺，优选至少1000 英尺，更优选至少1400英尺。独立地，环管反应器可以至少有6根支管， 优选至少8根支管，更优选至少12根支管。并且，环管反应器的体积也 可以至少为10000加仑，优选至少20000加仑，更优选至少35000加仑， 最优选至少40000加仑。按照具有公开的所有特征的本发明的一种实施方 案，长度大于1350、优选大于1400、更优选大于1450英尺的环管反应器 可被有效地操作。在另一种优选实施方案中，支管数大于8个、优选大于 10个、更优选大于12个的环管反应器可被有效地操作。

附图简述

图1和2是本发明用于连续地从稀释剂和未反应单体中分离聚合物固 体的装置的示意图。

图3是有延伸至环管反应器和循环的聚合浆液中的开口的卸料导管 的放大剖面图。

图4是压力控制系统的示意图。

图5是具有多个催化剂入口、进料口、循环器和卸料管的环管反应 器的示意图。

图6是三个原料入口的“对称点”的示意图例。

图7是环管反应器底部管道的一种类型的示意图。

下面结合图1进一步说明本发明的其它方面，图1示出包含本发明实 施方案的系统。

在图1所示实施方案中，聚合在环管反应器1中进行。应理解虽然所 示环管反应器1有四根立式支管，但环管反应器1可配有更多的支管，理 想地为8或更多支管、优选在8和20之间、更优选在8和16之间、最优 选有12根支管。聚合浆液通过一或多个泵如轴流泵2A和2B如箭头A-D 所示在整个环管反应器1中循环。理想地，所述环管反应器1配有多个泵， 其中每个泵专用于偶数根支管如4根支管、6根支管、8根支管等。稀释 剂、共聚单体和单体分别从稀释剂储存容器40、共聚单体储存容器41、 和单体源42通过它们各自的处理器床37、38和39通过与导管6相连的 导管5、4、和3引入环管反应器1。催化剂通过一或多个催化剂加料系统 7A和7B加入环管反应器1。通常在烃类稀释剂中引入催化剂。

通过卸料导管8A连续卸料从环管反应器中排出聚合浆液。应理解所 述环管反应器1可配有一或多个卸料导管8A。还应理解卸料导管8A可以 连续或不连续的方式操作，但理想地以连续方式操作。卸料导管8A穿过 环管反应器1的一部分壁延伸至循环的聚合浆液中。通过向聚合浆液中延 伸一段距离，所述卸料导管8A可在从邻近环管反应器1内壁至伸入循环 的聚合浆液中的距离限定的区域内从循环的聚合浆液中取出聚合流出液， 这样可在导管8A内形成比其它循环聚合浆液中聚合物固体的重量百分率 更高重量百分率的聚合物固体并最终从环管反应器1中取出。压力控制系 统(图1中未示出)与卸料导管8A协调地操作。卸料导管8A和压力控制 系统410更清楚地示于图3和4中，后面将更详细地论述。

聚合流出液从卸料导管8A经卸料阀8B，再经过设有管道加热器10 的导管9，通入第一闪蒸罐11中，使气化的液体介质与聚合物浆液/固 体分离。导管9有间接换热装置如闪蒸管道加热器10。

包含稀释剂和未反应单体的气化的液体介质经传料导管12离开第一 闪蒸罐11通入标记13所示分离器如旋风分离器中，使夹带的聚合物固体 与蒸气分离。通过旋风分离器13分离的聚合物固体经导管14通过设计用 于在旋风分离器13下面保持压力密封的双阀组件14A进入压力较低的第 二闪蒸罐15。

所述双阀组件14A包括阀14B和14C。操作与导管14相连的阀门组 件14A周期性地排放从旋风分离器13收集在导管14中的聚合物固体。阀 门组件14A还保持旋风分离器13中较高的压力环境和第二闪蒸罐15中较 低的压力环境之间的压差。操作阀门组件14A中，顺序地打开和关闭阀 14B和14C。此程序开始时，打开阀14B，关闭阀14C，使聚合物固体从旋 风分离器13收集在导管14中。经过一定时间和/或导管14中收集了足 量的聚合物固体时，关闭阀14B，将来自旋风分离器13的一部分高压环 境截获在导管14中。阀14B关闭后，打开阀14C，通过导管14中较高的 压力环境和闪蒸罐15中较低的压力环境之间的压差迫使收集在导管14 中的聚合物固体排放至闪蒸罐15中。聚合物固体从导管14排放至闪蒸罐 15中之后，关闭阀14C。一旦阀14C关闭，即打开阀14B，此时聚合物固 体将再从旋风分离器13收集在导管14中。然后重复上述程序。

再回到第一闪蒸罐11，第一闪蒸罐11底部的浓缩聚合物固体/浆液 通过沿其直线底表面16滑动连续地沉降至密封室17中(示于放大图2 中)。在密封室17中保持聚合物固体/浆液液位43以消除第一闪蒸罐 11中堵塞的趋势并形成压力密封，使第一闪蒸罐11可在比第二闪蒸罐15 明显更高的压力下操作。聚合物浆液/固体连续地从密封室17排放至压 力较低的第二闪蒸罐15中。选择密封室17的长度(1)、直径(d)和体 积及密封室出口减压器18的几何形状以提供可变的停留时间并提供浓缩 聚合物固体/浆液的连续活塞流使“死”空间最小并降低堵塞趋势。密封 室17的长度必须足以测量和控制颗粒(聚合物固体)的液位。

颗粒液位的测量和控制可由核液位指示系统18D完成。核液位指示系 统18D包括核辐射源(未示出)和接收器或与液位指示控制器18B通信号 的液位元件18A。操作中，液位元件18A产生与密封室17中颗粒液位成 比例的信号。将此信号传送给液位指示控制器18B。响应于此信号和预定 值，液位指示控制器18B通过导管(用虚线18C表示)给控制阀18E发送信 号，选择性地控制聚合物固体向导管19的排放。

浓缩聚合物固体/浆液在密封室17中的停留时间典型地为5秒至10 分钟，优选的停留时间为10秒至2分钟，最优选的停留时间为15-45 秒。浓缩聚合物固体/浆液的连续活塞流形成压力密封，其中所述浓缩聚 合物固体/浆液有密封室17内的l/d比，典型地为1.5至8，优选l/d 为2至6，最优选为2.2至3。典型地密封室出口减压器18的侧面相对于 水平线倾斜60-85°、优选65-80°、最优选68-75°。密封室出口减 压器18的几何形状由以等于或大于浓缩聚合物浆液/固体滑动角的角度 向水平方向倾斜的基本上直的侧面限定，将浓缩聚合物固体/浆液传送至 与闪蒸罐15的进料口相通的第二传料导管19中。在闪蒸罐15中，残留 在浓缩聚合流出液中的任何惰性稀释剂和未反应单体基本上全部气化，经 导管20由塔顶排入第二旋风分离器21中。

现在参见旋风分离器13，聚合流出液中的大部分液体介质可能以蒸 气形式进入旋风分离器13。已除去一部分夹带的催化剂和聚合物固体后 的蒸气经导管22通过换热器系统23A，其中压力为约140至约315psia 的蒸气通过与换热流体间接换热而冷凝因而不需要压缩。通过旋风分离器 13未除去的夹带催化剂和聚合物固体部分一般尺寸较小，可称为“细料”、 “聚合物细粒”和/或“催化剂细粒”。这些细料一般包括未反应的和/ 或反应不足的(under-reacted)催化剂。

换热器系统23A包括换热器23E和通过导管23C与换热器23E相连的 调合水循环泵23B。调合水温控制阀23D分别通过导管23F和23G与换热 器23E和水循环泵23B相连。来自冷却水源(未示出)的冷却水通过冷却 水导管23H输送至控制阀23D和循环泵23B之间的导管23G中。温度指示 控制器(TIC)23J连接在控制阀23D和导管23C之间。在控制器23J和 导管23C之间存在温度元件23K。

操作换热器系统23A来控制在换热器23E中冷凝的蒸气量。这通过控 制由导管23H进入导管23G的冷却水的流动和排出换热器23E中形成的热 水实现。来自换热器23E的热水经导管23F输送至控制阀23D。该热水经 导管23I离开控制阀23D。

更具体地，由导管23H进入导管23G的冷却水在导管23G中与循环的 调合水混合，其混合物进入泵23B。离开泵23B的水进入导管23C，一部 分接触至换热器23E线路中的温度元件23K。温度元件23K产生与导管23C 中温度成比例的信号。此信号传送给温度指示控制器23J。响应于此信号 和预定温度值，温度指示控制器23J通过信号导管(由虚线23L表示)给 控制阀23D发送信号，选择性地控制经导管23I离开换热器系统24A的热 水体积。

在换热器23E中形成的冷凝液体介质包括稀释剂、未反应/反应不足 的催化剂、聚合物固体和未反应单体。此冷凝液体介质经导管22A通入蓄 积器24B。

希望控制在换热器23E中冷凝的蒸气量和在蓄积器24B中保持足够的 蒸气压。为此压力控制阀24A可在蓄积器24B上保持足够的背压。通过 在蓄积器24B上保持足够的背压，在第一闪蒸罐11中保持适合的操作压 力。压力控制阀24A由与压力元件24D协作的压力指示控制器24C操作。 压力元件24D与蓄积器24B保持传感联系。压力元件24D产生与蓄积器 24B中压力成比例的信号。响应于此信号和预定压力值，压力指示控制器 24C通过信号导管(由虚线24E表示)给控制阀24A发送信号，选择性地 控制蓄积器24B上的背压。

设置泵25用于将冷凝的液体介质从蓄积器24B经导管26送回聚合 区。这样，通过旋风分离器13未除去的未反应/反应不足的催化剂和聚 合物固体返回环管反应器1用于进一步聚合。

较低压力的第二闪蒸罐15中的聚合物固体经导管27通入常规干燥器 28。离开第二旋风分离器21的蒸气在过滤装置29中过滤后经导管30通 入压缩器31以及压缩蒸气通过导管32通入冷凝器33，使蒸气冷凝，冷 凝液经导管34通入储存容器35。储存容器35中的冷凝液体介质典型地 在塔顶放空以除去轻质污染物。惰性稀释剂可通过处理器床37除去催化 剂毒物后返回或在装置36中蒸馏以更完全地除去轻馏分，然后通过处理 器床返回。

现参见图3，示出卸料导管8A穿过的一部分环管反应器1的壁310。 卸料导管8A可以不同角度延伸至反应器中。理想地，卸料导管8A基本上 与壁310成直角延伸至环管反应器中。

壁310包括内表面312和外表面314。内表面312支撑用方向箭头318 表示的循环聚合浆液。卸料导管8A有顶部316A和连续的侧面316B。部 分侧面316B限定开口320。开口320有由侧面316B的壁320A和320B限 定的垂直开口尺寸v1和v2。理想地，v1的尺寸大于v2的尺寸。开口320 有水平开口尺寸h1和h2(未示出)。开口320可形成任何适合的形状， 如矩形、椭圆形或其组合。一实施方案中，开口320可以是圆锥形或杓形。

开口320与由顶部316A和侧面316B的内表面限定的通道322相通。 通道322将捕获的聚合物浆液如方向箭头324所示输送至卸料阀88B(未 示出)。

相对于循环聚合浆液318的移动方向确定开口320的尺寸和位置。理 想地，开口320在基本上面对循环聚合浆液318方向的适当位置。更理想 地，开口320面向循环浆液318的方向。这样，在从邻近环管反应器1 的内壁312至伸入循环聚合浆液318中的距离限定的区域内从循环聚合浆 液318中取出一部分含有聚合物固体的聚合流出液324。这样可在导管8A 内形成比其它循环聚合浆液中聚合物固体的重量百分率更高重量百分率 的聚合物固体。

聚合物固体的重量百分率增加可能取决于卸料导管8A沿环管反应器 1的位置、卸料导管8A在环管反应器内的插入深度、开口320的大小和 构型、开口320相对于循环聚合浆液方向的取向、和循环聚合浆液318 中聚合物固体的重量百分率。例如，使用v1尺寸为约5英寸和h1尺寸为 约1英寸的卸料导管8A时观察到计算的重量百分率增加1至5％。卸料 导管8A位于与地面相邻的环管反应器壁314部分中环管反应器1中90° 弯曲的下游10英尺处。卸料导管8A向循环聚合浆液流中延伸约5.5英寸。 循环聚合浆液的速率在28至34ft/sec的范围内，聚合物固体的重量百 分率在48至53的范围内。

参见图4，示出压力控制系统410。操作压力控制系统410通过控制 来自环管反应器1的聚合流出液通过卸料导管8A的排放保持环管反应器 1内压力基本上均匀。控制系统410还在环管反应器1内压力波动期间和 /或聚合流出液从卸料导管8A至导管9的流动中断和/或停止时起到防 止卸料导管8A被聚合物固体堵塞的作用。

压力控制系统410包括第一惰性稀释剂源412(如异丁烷)和与环管 反应器导管416相通的惰性稀释剂导管414。通过与流量元件420和流量 指示控制器422协作的控制阀418控制惰性稀释剂通过惰性稀释剂导管 414至环管反应器导管416的流动。计量惰性稀释剂从第一惰性稀释剂源 412至环管反应器1的流量的目的是防止导管416被聚合物固体堵塞。这 样，与环管反应器导管416相通的环管反应器压力元件441(后面论述) 可更精确地监测环管反应器1中的压力。

压力控制系统410还包括第二惰性稀释剂源424和第三惰性稀释剂源 426。惰性稀释剂如异丁烷从第二惰性稀释剂源424流入导管428，流向 与导管432流体相通的控制阀430。控制阀430与流量元件431和流动指 示控制器433协作计量惰性稀释剂从第二惰性稀释剂源424至导管432 的流动。导管432与导管434和卸料导管8A流体相通，终止于卸料导管 8A中在环管反应器1和卸料阀8B之间的点。计量惰性稀释剂从第二惰性 稀释剂源422至导管432的流动的目的是防止导管432被聚合物固体堵 塞，否则可能从卸料导管8A反向流入导管432中。此外，来自第二惰性 稀释剂源422的惰性稀释剂的流动还防止导管434和控制阀440被可能从 卸料导管8A反向流入导管432中的聚合物固体堵塞。

来自第三惰性稀释剂源426的惰性稀释剂流入导管438，流向与导管 434流体相通的控制阀440。如后面将更详细地解释的，如果环管反应器 1内发生足够的压力波动，则控制阀440操作使足量流量的惰性稀释剂在 足够的压力下从第三惰性稀释剂源426流出以从卸料导管8A中清除聚合 物固体和/或排入环管反应器1中。在此情况下，从第三惰性稀释剂源 426流入导管432的惰性稀释剂流量一般大于从第二惰性稀释剂源424流 入导管432的惰性稀释剂流量。例如，从第二惰性稀释剂源424流入卸料 导管8A的惰性稀释剂流量可在0.5至低于2.0gal/min的范围内。从第 三惰性稀释剂源426流入卸料导管8A的惰性稀释剂流量可在2.0至 20gal/min的范围内。

环管反应器压力元件441和压力指示控制器442完成几个功能。如前 面所述，压力元件441通过导管416监测环管反应器1的压力。响应于此 压力，环管反应器压力元件441产生与导管416中压力成比例的信号。此 信号传送给压力指示控制器442。响应于此信号和预定压力值，压力指示 控制器442通过信号导管(由虚线444表示)给卸料阀8B和控制阀440 发送信号。

在环管反应器正常操作期间，卸料阀8B设置在允许聚合流出液从卸 料导管8A流入导管9的位置。与此同时，关闭控制阀440防止惰性稀释 剂从第三惰性稀释剂源426流入卸料导管。发生足够的压力波动和/或通 过环管反应器压力元件441检测到环管反应器1中部分压降时，压力指示 控制器442产生信号使卸料阀8B关闭，控制阀440打开。通过关闭卸料 阀8B，从而中断从环管反应器1卸料，可恢复环管反应器1内的压力。 通过打开控制阀440，使足够体积的惰性稀释剂在足够的压力下从第三惰 性稀释剂源426流入卸斜导管8A，可从卸料导管8A中冲出和/或清除留 在卸料阀8B和环管反应器1之间的卸料导管8A中的聚合物固体而返回环 管反应器1中。此外，通过在关闭卸料阀8B的同时保持足量的惰性稀释 剂(连续或不连续)流入和/或通过卸料导管8A，防止环管反应器1内 的聚合物固体进入和/或明显地收集在卸料导管8A中和/或堵塞卸料导 管8A。恢复正常操作时，控制阀440关闭，终止来自第三惰性稀释剂源 426的惰性稀释剂的流动，卸料阀8B打开，聚合流出液重新开始通过卸 料导管8A流入导管9。

相信结合以下实施例将更好地理解本发明。应理解这些实施例仅用于 说明而不应解释为限制本发明。

实施例

实施例1

典型的乙烯聚合工艺可在约215°F的温度和565psia的压力下进行。 此工艺的一例产生约83000lb/hr的聚合流出液，包含约45000lb/hr 聚乙烯聚合物固体和约38000lb/hr异丁烷和未反应单体。连续排放的 聚合流出液在压力约240psia和温度约180°F的第一闪蒸罐中闪蒸，以从 塔顶排出约35000lb/hr稀释剂和未反应单体蒸气和夹带的颗粒。在卸 料阀和第一闪蒸罐之间传送期间通过适合的加热装置给所述聚合流出液 提供附加量的热量。除去细料之后，在不压缩的情况下通过在约240psia 的压力和约135°F的温度下换热使所述异丁烷蒸气冷凝。聚合物浆液/固 体从第一闪蒸罐底部排入密封室形成浓缩聚合物浆液/固体的连续活塞 流，1/d之比为2.5的聚合物浆液/固体塞在1/d之比为5.5的8’4”长的 密封室中形成压力密封，所述密封室具有在所述密封器出口减压器上为约 68°的锥角。浓缩聚合物浆液/固体的连续活塞流的停留时间为约16秒。 所述浓缩聚合物浆液/固体从温度约180°F和压力约240psia的第一闪蒸 罐底部连续排出，通过密封室、密封室出口减压器和第二传料导管至第二 闪蒸罐上的原料入口。传送至第二闪蒸罐的浓缩聚合物浆液/固体中剩余 的液体介质在约175°F的温度和约25psia的压力下闪蒸除去约4300lb /h异丁烷和未反应单体，通过加压和换热使之冷凝。

实施例2

典型的乙烯聚合工艺可还在约215°F的温度和565psia的压下进行。 此工艺的一例产生约83000lb/hr的聚合流出液，包含约45000lb/hr 聚乙烯聚合物固体和约38000lb/hr异丁烷和未反应单体。连续排放的聚 合流出液在压力约240psia和温度约175°F的第一闪蒸罐中闪蒸，从塔顶 排出约23000lb/hr稀释剂和未反应单体蒸气和夹带的颗粒。除去细料 之后，在不压缩的情况下通过在约240psia的压力和约112°F的温度下换 热使所述异丁烷蒸气冷凝。聚合物浆液/固体从第一闪蒸罐底部排入密封 室形成浓缩聚合物浆液/固体的连续活塞流，l/d之比为2.5的聚合物浆 液/固体塞在l/d之比为5.5的8’4”长的密封室中形成压力密封，所述 密封室具有在密封室出口减压器上为约68°的锥角。浓缩聚合物浆液/ 固体的连续活塞流在密封室中的停留时间为约16秒。约60000lb/hr 的浓缩聚合物浆液/固体从温度约175°F和压力约240psia的第一闪蒸罐 底部连续排入通过密封室、密封室出口减压器和第二传料导管至第二闪蒸 罐上的原料入口。传送至第二闪蒸罐的浓缩聚合物浆液/固体中剩余的液 体介质在约125°F的温度和约25psia的压力下闪蒸除去约16000lb/hr 异丁烷和未反应单体，通过加压和换热使之冷凝。

实施例3

典型乙烯聚合工艺的一例在8支管的20英寸有沉降支管的反应器中 进行，总长度为833英尺，体积为11500gal。该反应器配有单闪蒸罐(需 要100％压缩从反应器中排出的所有稀释剂)和一个460-480kw的循环泵， 泵压头在85至110ft的范围内，产生在21000至28000gal/min(gpm) 范围内的循环速度，以间歇卸料方式操作。反应器中聚合温度在约215°F 至218°F之间，压力为565psia。

在实施例3的工艺中，反应器浆液密度在0.555至0.565gm/cc的范 围内，聚合物生产率在28000至31000lb/hr的范围内，同时反应器固体 浓度的重量百分率保持在46至48的范围内，聚合物停留时间在0.83至 0.92小时的范围内。时空产率(STY)在2.4至2.7的范围内。实施例3 的数据和结果进一步示于表1中。

实施例4

说明高聚合物固体载荷的典型乙烯聚合工艺的另一例在8支管的20 英寸反应器中进行，总长度为833ft，体积为11500gal。实施例4的反应 器配有双闪蒸罐、单卸料导管和两个串联的循环泵，共890至920kw，总 的泵压头在190至240ft的范围内，产生在23000至30000gpm范围内的 循环速度，以连续卸料方式操作。反应器中聚合温度在约217°F至218°F 之间，压力为565psia。

在实施例4的工艺中，反应器浆液密度在0.588至0.5929gm/cc的 范围内，聚合物生产率在38000至42000lb/hr的范围内，同时反应器固 体浓度的重量百分率保持在54至57的范围内，聚合物停留时间在0.68 至0.79小时的范围内。时空产率(STY)在3.3至3.7的范围内。实施例 4的数据和结果进一步示于表1中。

连续排放的聚合流出液在压力约240psia和温度约175°F的第一闪蒸 罐中闪蒸从塔顶排出约16000lb/hr稀释剂和未反应单体蒸气和夹带的 颗粒。除去细料之后，在不压缩的情况下通过在约240psia的压力和约 112°F的温度下换热使所述异丁烷蒸气冷凝。聚合物浆液/固体从第一闪 蒸罐底部排入密封室形成浓缩聚合物浆液/固体的连续活塞流，l/d之比 为2.5的聚合物浆液/固体塞在l/d之比为5.5的8’4”长的密封室中形 成压力密封，所述密封室具有在所述密封室出口减压器上角为约68°的 锥。浓缩聚合物浆液/固体的连续活塞流在密封室中的停留时间为约16 秒。浓缩聚合物浆液/固体从温度约175°F和压力约240psia的第一闪蒸 罐底部连续排出，通过密封室、密封室出口减压器和第二传料导管至第二 闪蒸罐上的原料入口。传送至第二闪蒸罐的浓缩聚合物浆液/固体中剩余 的液体介质在约125°F的温度和约25psia的压力下闪蒸除去约16000 lb/hr异丁烷和未反应单体，通过加压和换热使之冷凝。

表1

乙烯聚合数据

                               实施例3          实施例4

公称泵尺寸，in.                20               20

反应器固体浓度，wt％           46-48            54-57

聚合物生产率，Klbs./hr         28-31            38-42

反应器循环泵功率，KW           460-480          890-920

循环泵压头，ft.                85-110           190-240

循环速率，GPM                  21000-28000      23000-30000

反应器浆液密度，gm/cc          0.555-0.565      0.588-0.592

反应器温度，°F                215-218          217-218

乙烯浓度，wt％                 4.0-4.4          5.0-6.0

己烯浓度，wt％                 0.13-0.19        0.13-0.19

传热系数，btu/hr-f-ft          215-225          230-245

反应器体积，gal.               11500            11500

反应器长度，ft.                833              833

循环泵压头/反应器长度，ft/ft   0.100-0.132      0.228-0.288

催化剂生产率，lb/lb            2700-3000        2700-3000

聚合物停留时间，hr.            0.83-0.92        0.68-0.79

时空产率，lbs/hr-gal           2.4-2.7          3.3-3.7

压缩和循环的异丁烷，％         100              45-60

讨论

基于以上描述和实施例，对所述装置和方法可能有几个观察结果。

已观察到通过提高环管反应器循环泵的压头和流量，可使更高重量百 分率的固体在反应器中循环。还观察到在45wt％以上增加固体的重量百 分率和/或增加反应器长度时由一个泵获得必需的压头和流量的难度增 加。因此，使用两个串联的泵可使泵送压头和所得固体百分率成倍增加。 环管反应器中固体的重量百分率增加使催化剂的停留时间延长，对于氧化 铬和齐格勒-纳塔催化剂，使催化剂生产率增加。在降低催化剂进料速度 并改善催化剂产率的情况下通过保持生产率不变可以选择利用较高百分 率的固体和较长的停留时间。或者保持催化剂进料速度不变，增加反应器 生产量，从而在催化剂生产率几乎不变的情况下增加STY。较高的固体还 增加从反应器中排出的固体的重量百分率，降低循环设备中异丁烷的加工 成本。理想地，连续地排出所述较高的固体。可通过单点卸料管线进行连 续卸料。

在环管反应器中，不可能始终使所述连续卸料管线位于最佳位置以利 用离心力增加固体的重量百分率从而降低聚合物固体中夹带异丁烷的量。 已观察到图3所示专门设计的管插入环管反应器中可增加从反应器中排 出固体的重量百分率。此插管将在环管反应器的任何部分中起作用，在直 管部分中将使固体的重量百分率增至等于利用离心力浓缩固体的位置。

在环管反应器和两级闪蒸中高重量百分率固体循环能力的进展，与有 低固体循环、单级闪蒸、连续卸料管线和连续卸料等传统环管反应器操作 相比，反应器卸料中浓缩固体的需要降低。固此，设计使卸料之前聚合物 固体浓度最大的传统环管反应器沉降支管可用连续卸料管线代替，机械上 使该系统简化，降低投资成本，改善安全性，减少保养并改变反应器的控 制。沉降支管因其堵塞倾向需要常规保养，可能形成堵塞下游聚合物处理 设备的物质。在卸料之间乙烯浓度升高的情况下聚合物在支管中生长而堵 塞支管的倾向导致环管反应器的最大乙烯浓度受沉降支管限制。连续卸料 消除了此倾向。连续卸科的另一优点是更好地响应于反应器压力的突降 (如果乙烯流量迅速下降则可能发生压力突降)。在此情况下，沉降支管 将停止卸料而可能在几分钟内被聚合物堵塞。

增加所述两级闪蒸系统效率的进展是连续闪蒸管加热器。该加热器将 使高达100％的从反应器中与聚合物一起排出的稀释剂气化，这将使通过 中等压力冷凝器回收稀释剂的回收率更高。通过所述第一闪蒸罐回收稀释 剂将降低应用和投资成本。传统的低压单级稀释剂回收系统包括压缩、蒸 馏和处理，有很高的投资和操作成本。闪蒸管加热器将增加下游干燥器系 统中聚合物的温度，使最终产品中挥发分含量可能较低，降低可变成本、 改变安全性并有利于达到环境标准。

所述第一闪蒸罐提供中压闪蒸步骤，可使稀释剂简单冷凝而返回反应 器。所述闪蒸管加热器能提供足够的热量使高达100％的稀释剂在第一闪 蒸罐中气化。

稀释剂蒸气和未反应/反应不足的催化剂/聚合物细料由闪蒸罐顶 部进入旋风分离器。聚合物主体从第一闪蒸罐底部经密封室至第二闪蒸 罐。

与第一闪蒸罐底部相连的是密封室，其提供低停留时间的活塞流区域 以控制聚合物含量，保持第一闪蒸罐中的压力。密封室设计用于容纳由浓 缩浆液形成的一些聚合物以干燥聚合物。

旋风分离器接收来自第一闪蒸罐的塔顶馏出物流，其除去大部分聚合 物细料，并通过双阀系统使之返回第二闪蒸罐中的聚合物主流，双阀系统 使所述细料在两阀之间积累，然后通过下面的阀排放，同时保持第一闪蒸 系统中的压力。来自旋风分离器的塔顶馏出物流含有一些未反应/反应不 足的催化剂和聚合物细料。这些颗粒被稀释剂蒸气带入冷凝器中，被冷凝 后的液体稀释剂夹带，收集在累积器中，而在稀释剂中返回所述反应器。 设计和操作所述冷凝和累积器系统以适应细料。

所述冷凝器提供了通过第一闪蒸罐与聚合物一起从反应器中排出的 稀释剂的低可变和投资成本的液化。传统的单闪蒸罐系统使聚合流出液闪 蒸至刚高于环境压力，在循环至环管反应器之前需要压缩使稀释剂液化。 中压闪蒸可用常用的冷却介质如装置冷却水冷凝。所述冷凝器系统用稀释 剂冲洗，设计成适应细料水平而不积聚或堵塞。所述冷凝器用调合水 (tempered water)系统冷却，控制冷凝温度以在累积器中获得适当的蒸 气压从而可通过累积器排气口上的压力控制阀有效地控制压力。所述冷凝 器的调合水系统是围绕环管泵送的冷却水，其温度通过按需要计量新鲜的 冷却水控制。

累积器接收冷凝的稀释剂和催化剂/聚合物细料，基于累积器中的液 位控制将混合物泵送回环管反应器。所述累积器有设计成适应细料的底部 形状。累积器上的排气口清除所累积稀释剂的轻馏分/未冷凝物，并控制 第一闪蒸系统的压力。

第二闪蒸罐(在刚高于环境压力下操作)接收来自第一闪蒸罐密封室 的聚合物。如果在第一闪蒸罐中未实现完全气化，则在第二闪蒸罐中将发 生完全气化。聚合物离开第二闪蒸罐的底部至干燥器系统。所述闪蒸管加 热器将提高聚合物的温度，使所述干燥器系统能更有效地除去残余的挥发 分。第二闪蒸罐的塔顶馏出物将是第一闪蒸系统中未回收的稀释剂蒸气， 且将被过滤和压缩而返回环管反应器。

虽然已结合具体实施方案描述和说明了本发明，但本发明适于本文未 说明的许多不同改变对于本领域技术人员是显而易见的。为此，只应根据 所附权利要求书确定本发明的真实范围。

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