CN115010568A - 一种用于连续生产聚α-烯烃的系统和方法 - Google Patents
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Abstract
本公开涉及一种用于连续生产聚α‑烯烃的系统和方法，包括：S1、使α‑烯烃与催化剂混合物接触进行聚合反应，得到聚合混合物料；S2、将聚合混合物料进行减压闪蒸，得到气相催化剂和液体混合物，使气相催化剂返回步骤S1中；S3、将液体混合物进行离心分离处理，得到含有催化剂‑助剂的络合物的第一重组分和含有聚合产物的第一轻组分，使第一重组分经沉降后，得到第二轻组分和第二重组分，将第二重组分返回步骤S1中；S4、将第一轻组分与补充氢气接触，进行加氢反应，将所得的加氢反应产物进行分馏处理，使α‑烯烃返回步骤S1中。本公开的方法可以实现聚α‑烯烃的连续生产，并有效地回收利用聚α‑烯烃生产过程中的催化剂和助剂，降低生产成本。
Description
技术领域
本公开涉及聚烯烃生产领域，具体地，涉及一种用于连续生产聚α-烯烃的系统和方法。
背景技术
聚α-烯烃(Poly-Alpha-Olefin，PAO)是最常用的合成润滑油基础油中的一种。PAO是由线性α-烯烃(C6-C14的α-烯烃单体或混合烯烃)齐聚得到的产物(二聚体、三聚体、四聚体等)。PAO具有高粘度指数、低倾点、低挥发性、高闪点、热氧化安定性好、高低温性能优越和使用寿命长等特点，是配制高档、专用润滑油较为理想的基础油，广泛应用于航空航天、军事、交通运输和化妆品等行业。按粘度分，PAO主要分为低粘度(2-10cSt)和中高粘度(>25cSt)两大市场。
合成PAO的原料为C8-C12的α-烯烃，大多来自于乙烯齐聚产物，尤其以1-癸烯为原料合成的PAO的粘温性能最为优异。聚合催化剂为路易斯酸型催化剂(BF3、AlCl3等)或齐格勒-纳塔催化剂。其中，低粘度的PAO通常使用BF3作为催化剂，中粘度及高粘度的则采用AlCl3为催化剂来生产。一般而言，纯的路易斯酸引发活性低，必须与质子供体促进剂形成络合物和离子对才能引发齐聚反应。反应完成后，过量的催化剂及催化剂-助剂络合物经碱洗、水洗与反应产物分离，造成催化剂、化学品的消耗高。另外，实现装置连续运行、降低装置能耗也是PAO生产工艺需要解决的关键问题。
发明内容
本公开的目的是提供一种用于连续生产聚α-烯烃的系统和方法，本公开的方法可以有效地回收利用聚α-烯烃生产过程中的催化剂和助剂，降低生产成本。
为了实现上述目的，本公开第一方面提供一种用于连续生产聚α-烯烃的方法，该方法包括：
S1、使α-烯烃与催化剂混合物接触进行聚合反应，得到聚合混合物料，其中，所述催化剂混合物含有催化剂-助剂的络合物和气相催化剂；
S2、将所述聚合混合物料进行减压闪蒸，得到气相催化剂和液体混合物，使所述气相催化剂返回步骤S1中；
S3、将所述液体混合物进行离心分离处理，得到含有催化剂-助剂的络合物的第一重组分和含有聚合产物的第一轻组分，使所述第一重组分沉降后，得到第二轻组分和第二重组分，将所述第二重组分返回步骤S1中；
S4、将所述第一轻组分和所述第二轻组分与补充氢气接触，进行加氢反应，将所得的加氢反应产物进行分馏处理，得到未反应的α-烯烃、二聚体、三聚体和多聚体，使所述α-烯烃返回步骤S1中。
可选地，步骤S2中，所述减压闪蒸的条件包括：温度为-5至50℃，压力为1～25kPa。
可选地，步骤S3中，所述离心分离处理的离心分离因数为10000～15000，分离级数为1～4级，温度为-5至50℃；所述第一重组分中含有0.1～5重量％的所述聚合产物；所述第二重组分含有0.05～1重量％的所述聚合产物。
可选地，步骤S4中，所述加氢反应的条件包括：温度为240～320℃，氢分压为6.6～10.1MPa，所述补充氢气与聚合产物用量的重量比为0.001～0.01，加氢反应器入口氢油体积比为400～800Nm3/m3。
可选地，所述分馏处理的条件包括：温度为310～325℃，压力为1～10kPa。
可选地，步骤S1中，所述聚合反应的条件包括：温度为18～50℃，压力为0.13～0.6MPa。
可选地，该方法还包括：使所述催化剂和所述助剂在催化剂预配器中进行预配制，得到所述催化剂混合物；
使步骤S2得到的所述气相催化剂和步骤S3得到的所述第二重组分分别返回所述催化剂预配器进行所述预配制。
可选地，所述预配制的条件包括：配制温度为10～60℃，所述催化剂的压力为0.3～0.6MPa，配制时间为1.5～3.5小时，所述催化剂与所述助剂的摩尔比为(0.8-1.3)：1；
所述催化剂为BF3，所述助剂为C2-C8的α-单醇和/或C2-C8羧酸。
本公开第二方面提供一种用于连续生产聚α-烯烃的系统，该系统包括：聚合反应器、减压闪蒸罐、离心分离单元、加氢反应器和分馏塔；
所述聚合反应器的反应产物出口与所述减压闪蒸罐的入口连通，所述减压闪蒸罐的液体出口与所述离心分离单元的入口连通，所述减压闪蒸罐的气体出口与所述聚合反应器的催化剂入口连通，所述离心分离单元的第一轻组分出口和第二轻组分出口分别与所述加氢反应器的入口连通，所述离心分离单元的第二重组分出口与所述聚合反应器的催化剂入口连通，所述加氢反应器的出口与所述分馏塔的入口连通，所述分馏塔的塔顶组分出口与所述聚合反应器的反应物入口连通。
可选地，该系统还可以包括催化剂预配器，所述催化剂预配器包括催化剂入口和助剂入口，所述催化剂预配器的出口与所述聚合反应器的催化剂入口连通，所述催化剂预配器的入口与分别与所述减压闪蒸罐的气体出口和所述离心分离单元的第二重组分出口连通。
通过上述技术方案，本公开的方法可以实现聚α-烯烃的连续生产，并且有效地对催化剂和助剂进行回收利用。
本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：
图1是本公开实施例1中的用于连续生产聚α-烯烃的系统的一种具体实施方式的结构示意图；
图2是本公开实施例2中的用于连续生产聚α-烯烃的系统的另一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1-聚合反应器2-减压闪蒸罐3-离心分离单元
4-加氢反应器5-分馏塔
7-催化剂预配器
11-α-烯烃12-催化剂-助剂的络合物13-聚合混合物料
14-液体混合物15-第一轻组分和第二轻组分16-加氢反应产物
17-催化剂18-助剂21-气相催化剂
31-第二重组分51-未反应的α-烯烃52-二聚体
53-三聚体54-多聚体
具体实施方式
以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。
在本公开中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下、左、右”通常是指本公开的系统可以正常使用时的上和下。
本公开第一方面提供一种用于连续生产聚α-烯烃的方法，该方法包括：
S1、使α-烯烃与催化剂混合物接触进行聚合反应，得到聚合混合物料，其中，催化剂混合物含有催化剂-助剂的络合物和气相催化剂；
S2、将聚合混合物料进行减压闪蒸，得到气相催化剂和液体混合物，使气相催化剂返回步骤S1中；
S3、将液体混合物进行离心分离处理，得到含有催化剂-助剂的络合物的第一重组分和含有聚合产物的第一轻组分，使所述第一重组分沉降后，得到第二轻组分和第二重组分，将所述的第二重组分返回步骤S1中；
S4、将第一轻组分和第二轻组分与补充氢气接触，进行加氢反应，将所得的加氢反应产物进行分馏处理，得到未反应的α-烯烃、二聚体、三聚体和多聚体，使α-烯烃返回步骤S1中。
本公开的方法与常规的聚α-烯烃生产方法相比，省去了碱洗和水洗过程，通过减压闪蒸和离心分离处理有效地将催化剂和助剂回收再利用，装置投资降低，在连续生产聚α-烯烃中具有广阔的应用前景。
在一种优选的具体实施方式中，将步骤S1得到的聚合混合物料进行冷却处理，使其温度降至0℃以下以终止反应。
根据本公开，步骤S2中，减压闪蒸的条件可以包括：温度为-5至50℃，压力为1～25kPa；优选地，温度为-4至3℃，压力为18～25kPa。减压闪蒸为本领域的技术人员所熟知的，在此不再赘述。
根据本公开，步骤S3中，离心分离处理的离心分离因数可以为10000～15000，分离级数为1～4级，温度为-5至50℃；优选地，离心分离因数为12000～14500，分离级数为1～3级，温度为15～35℃；第一重组分中包含0.1～5重量％的聚合产物，以保证离心分离后得到的第一轻组分中聚合物的纯度；所述第二重组分含有0.05～1重量％的所述聚合产物。
根据本公开，步骤S4中，加氢反应的条件可以包括：温度为240～320℃，优选为260～300℃，氢分压为6.6～10.1MPa，优选为7.0～9.5MPa，补充氢气与聚合产物用量的重量比为0.001～0.01，优选为0.004～0.01，加氢反应器入口氢油体积比为400～800Nm3/m3，优选为500～650Nm3/m3；
分馏处理的条件可以包括：温度为310～325℃，压力为1～10kPa，优选地，温度为310～318℃，压力为2.6～5.3kPa。加氢反应和分馏处理为本领域的技术人员所熟知的，在此不再赘述。
根据本公开，步骤S1中，聚合反应的条件可以包括：温度为18～50℃，压力为0.13～0.6MPa，优选地，温度为20～40℃，压力为0.13～0.3MPa。
在一种具体实施方式中，该方法还可以包括：使催化剂和助剂在催化剂预配器中进行预配制，得到催化剂混合物；使步骤S2得到的气相催化剂和步骤S3得到的第二重组分分别返回催化剂预配器进行预配制，优选为连续式预配制。
根据本公开，预配制的条件可以包括：配制温度为10～60℃，优选25～30℃，催化剂的压力为0.3～0.6MPa，优选0.35～0.5MPa，配制时间为1.5～3.5小时，优选2～3小时，催化剂与助剂的摩尔比为(0.8-1.3)：1，优选(0.85～1.15)：1；
催化剂可以为BF3，助剂可以为供质子体，例如为C2-C8的α-单醇和/或C2-C8羧酸，优选为正丁醇、丙醇、正戊醇、丙酸和丁酸中的一种或几种。
根据本公开，α-烯烃可以为C6-C14的α-烯烃中的至少一种，优选为1-癸烯，或者，1-癸烯与至少一种C8-C12的α-烯烃的混合物，该混合物中1-癸烯的含量优选为30mol％以上。
如图1所示，本公开第二方面提供一种于连续生产聚α-烯烃的系统，该系统包括：聚合反应器1、减压闪蒸罐2、离心分离单元3、加氢反应器4和分馏塔5；
聚合反应器1的反应产物出口与减压闪蒸罐2的入口连通，减压闪蒸罐2的液体出口与离心分离单元3的入口连通，减压闪蒸罐2的气体出口与聚合反应器1的催化剂入口连通，离心分离单元3的第一轻组分出口与加氢反应器4的入口连通，离心分离单元3的第二重组分出口与聚合反应器1的催化剂入口连通，加氢反应器4的出口与分馏塔5的入口连通，分馏塔5的塔顶组分出口与聚合反应器1的反应物入口连通。
本公开的系统可以实现聚α-烯烃的连续生产并有效地回收利用催化剂和助剂，省去了常规聚α-烯烃生产系统中的水洗单元和碱洗单元，装置投资低，对催化剂的回收利用效率高。
本公开对聚合反应器的种类不做限制，可以为任意能够用于烯烃聚合反应的反应器，例如可以为连续进料平推流反应器，优选为列管式反应器，在采用列管式反应器的这种具体实施方式中，冷媒通过冷媒入口管送入列管式反应器壳体空隙，吸热后冷媒送出壳体，冷媒可选用纯物质，也可选用固定配比的两种或多种纯物质的混合物，利用冷媒的压力和沸点唯一对应的关系，利用冷媒的相变热取走聚合反应热，通过控制列管式反应器壳程的压力，即可严格控制列管式反应器的温度始终处于恒定状态。
根据本公开，减压闪蒸罐和离心分离单元为本领域的技术人员所熟知的，离心分离单元可以为离心机和/或旋流分离器。加氢反应器可以为本领域的技术人员所常规采用的，例如固定床反应器。分馏塔也可以为本领域的技术人员所常规采用的，优选地，分馏塔的塔底再沸器采用电加热器或导热油加热器。
在一种优选的具体实施方式中，所述离心分离单元3包括离心分离器和缓冲罐，所述减压闪蒸罐2的液体出口与所述离心分离器的入口连通，所述离心分离器的第一轻组分出口与所述加氢反应器4的入口连通，所述离心分离器的第一重组分出口与所述缓冲罐的入口连通，所述缓冲罐的第二轻组分出口与所述加氢反应器4的入口连通，所述缓冲罐的第二重组分出口与所述聚合反应器1的催化剂入口连通。
如图2所示，根据本公开，该系统还可以包括催化剂预配器7，催化剂预配器7包括催化剂入口17和助剂入口18，催化剂预配器7的出口与聚合反应器1的催化剂入口连通，催化剂预配器7的催化剂入口17与减压闪蒸罐2的气体出口连通，催化剂预配器7的助剂入口18与离心分离单元3的第二重组分出口连通。催化剂预配器为本领域的技术人员所熟知的，在一种优选的具体实施方式中，催化剂预配器具有取热和搅拌的功能。
下面通过实施例来进一步说明本公开，但是本公开并不因此而受到任何限制。
实施例1
如图1和图2所示，本实施例提供一种用于连续生产聚α-烯烃的系统，该系统包括：聚合反应器1、减压闪蒸罐2、离心分离单元3、加氢反应器4、分馏塔5和催化剂预配器7；其中，离心分离单元包括离心分离器和缓冲罐；
聚合反应器1的反应产物出口与减压闪蒸罐2的入口连通，减压闪蒸罐2的液体出口与离心分离器的入口连通，离心分离器的第一轻组分出口与加氢反应器4的入口连通，离心分离器的第一重组分出口与缓冲罐的入口连通，缓冲罐的第二轻组分出口与加氢反应器4的入口连通，加氢反应器4的出口与分馏塔5的入口连通，分馏塔5的塔顶组分出口与聚合反应器1的反应物入口连通；催化剂预配器7包括催化剂入口17和助剂入口18，催化剂预配器7的出口与聚合反应器1的催化剂入口连通，催化剂预配器7的入口与分别与减压闪蒸罐2的气体出口和缓冲罐的第二重组分出口连通。
实施例2
如图1所示，本实施例提供一种用于连续生产聚α-烯烃的系统，该系统包括：聚合反应器1、减压闪蒸罐2、离心分离单元、加氢反应器4和分馏塔5；其中，离心分离单元包括离心分离器和缓冲罐；
聚合反应器1的反应产物出口与减压闪蒸罐2的入口连通，减压闪蒸罐2的液体出口与离心分离器的入口连通，减压闪蒸罐2的气体出口与聚合反应器1的催化剂入口连通，离心分离器的第一轻组分出口与加氢反应器4的入口连通，离心分离器3的第一重组分出口与缓冲罐的入口连通，缓冲罐的第二重组分出口与聚合反应器1的催化剂入口连通，加氢反应器4的出口与分馏塔5的入口连通，分馏塔5的塔顶组分出口与聚合反应器1的反应物入口连通。
实施例3
本实施例为采用实施例1的系统连续生产润滑油基础油的实施例。
S1、催化剂17选择BF3气体，助剂18选择正丁醇，二者经催化剂预配器7连续配制生成催化齐聚反应的催化剂-助剂的络合物12；将得到的催化剂-助剂的络合物12通过计量泵通过聚合反应器1的催化剂入口连续注入到聚合反应器1中，与1-癸烯11接触进行聚合反应，聚合混合物料13；
其中，催化剂预配器7设置取热和搅拌功能，配制温度为20℃、BF3气体压力0.55MPa、配制时间2.5小时、BF3与丁醇的摩尔比为1.05：1；聚合反应的压力为0.2MPa，温度为24℃。
S2、将聚合混合物料引入减压闪蒸罐中进行减压闪蒸处理，得到气相催化剂21和液体混合物14，使气相催化剂BF3返回步骤S1中的催化剂预配器7中；
其中，减压闪蒸处理的温度为50℃，压力为10kPa。
S3、将液体混合物14进行离心分离处理，得到含有催化剂-助剂的络合物的第一重组分和含有聚合产物的第一轻组分，使第一重组分经缓冲罐沉降后，得到第二轻组分和第二重组分，将第二重组分返回步骤S1中的催化剂预配器7中；
其中，离心分离处理的分离因数为12000，温度为30℃，分离级数为2级，第二重组分中含有0.5重量％的聚合产物。
S4、将第一轻组分和第二轻组分15与补充氢气接触，进行加氢反应，将所得的加氢反应产物进行分馏处理，得到未反应的α-烯烃(即未反应的1-癸烯)51、二聚体52、三聚体53和多聚体54，使未反应的1-癸烯51返回步骤S1中，将得到的二聚体52、三聚体53和多聚体54送出装置。
其中，加氢反应的氢分压为10.0MPa，温度为350℃，补充氢气与原料油质量比为0.008，加氢反应器入口氢油体积比为500Nm3/m3；分馏处理的压力为4.0kPa，温度为320℃。
本实施例的系统的年加工时8400小时，聚α-烯烃产品总收率86％。生产1吨PAO，消耗BF3+正丁醇1.0kg，不消耗氢氧化钠和水洗水，不产生含氟废水。
实施例4
本实施例为采用实施例2的系统连续生产润滑油基础油的实施例。
S1、将催化剂-助剂的络合物12通过计量泵通过聚合反应器1的催化剂入口连续注入到聚合反应器1中，与1-癸烯11接触进行聚合反应，得到聚合混合物料；
其中，聚合反应的压力为0.2MPa，温度为24℃。
S2、将聚合混合物料引入减压闪蒸罐中进行减压闪蒸处理，得到气相催化剂21和液体混合物14，使气相催化剂BF3返回步骤S1中的聚合反应器1中；
其中，减压闪蒸处理的温度为50℃，压力为20kPa。
S3、将液体混合物进行离心分离处理，得到含有催化剂-助剂的络合物的第一重组分和含有聚合产物的第一轻组分，使所述第一重组分经缓冲罐沉降后，得到第二轻组分和第二重组分，将第二重组分返回步骤S1中的聚合反应器1中；
其中，离心分离处理的分离因数为10000，温度为40℃，分离级数为2级，第二重组分中含有1重量％的聚合产物。
S4、将第一轻组分和第二轻组分15与补充氢气接触，进行加氢反应，将所得的加氢反应产物进行分馏处理，得到未反应的1-癸烯51、二聚体52、三聚体53和多聚体54，使未反应的1-癸烯51返回步骤S1中，将得到的二聚体52、三聚体53和多聚体54送出装置；
其中，加氢反应的氢分压为10.0MPa，温度为350℃，补充氢气与原料油质量比为0.008，加氢反应器入口氢油体积比为500Nm3/m3；分馏处理的压力为4.0kPa，温度为320℃。
本实施例的系统年加工时8400小时，聚α-烯烃产品总收率83％。生产1吨PAO，消耗BF3+正丁醇1.5kg，不消耗氢氧化钠和水洗水，不产生含氟废水。
实施例5
采用与实施例3相同的方法来连续生产润滑油基础油，不同之处仅在于，步骤S2中，减压闪蒸的温度为60℃，压力为5kPa。
本实施例的系统的年加工时8400小时，聚α-烯烃产品总收率84％。生产1吨PAO，消耗BF3+正丁醇0.95kg，不消耗氢氧化钠和水洗水，不产生含氟废水。
实施例6
采用与实施例3相同的方法来连续生产润滑油基础油，不同之处仅在于，步骤S3中，离心分离处理的离心分离因数为15000，温度为40℃；第二重组分中包含4重量％的所述聚合产物。
本实施例的系统的年加工时8400小时，聚α-烯烃产品总收率81％。生产1吨PAO，消耗BF3+正丁醇1.5kg，不消耗氢氧化钠和水洗水，不产生含氟废水。
对比例1
对比例采用如下步骤和条件进行PAO生产：
S1、催化剂选择BF3气体，助剂选择正丁醇，二者与1-癸烯进入间歇聚合反应器，进行聚合反应，反应温度24℃，反应压力0.2MPa；
S2、聚合产物进入碱洗单元，将聚合产物中的催化剂络合物洗涤至碱液中，聚合产物进入水洗单元，水洗后的聚合产物送至罐区储存；
S3、水洗后的聚合产物自罐区进入加氢单元，氢反应的氢分压为10.0MPa，温度为350℃，补充氢气与原料油质量比为0.008，加氢反应器入口氢油体积比为500Nm3/m3；
S4、将所得的加氢反应产物进行分馏处理，得到未反应的1-癸烯51、二聚体52、三聚体53和多聚体54；分馏处理的压力为4.0kPa，温度为320℃。
本对比例的系统的中年加工时7200小时。产品收率79％。生产1吨PAO，消耗BF3+正丁醇10kg，消耗氢氧化钠25kg和除盐水200kg，产生含氟废水635kg。
由实施例和对比例的结果可知，采用本公开的方法可以实现聚α-烯烃的连续生产，与对比例1相比，操作时间增加1200小时，生产运营成本降低。另一方面，本公开有效地对催化剂和助剂进行回收利用，只需要少量补充即可，催化剂用量降低90％。并且无需碱洗水洗，不消耗氢氧化钠，不外排含氟废水提高产量，绿色环保。
以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。
Claims (10)
1.一种用于连续生产聚α-烯烃的方法，其特征在于，该方法包括：
S1、使α-烯烃与催化剂混合物接触进行聚合反应，得到聚合混合物料，其中，所述催化剂混合物含有催化剂-助剂的络合物和气相催化剂；
S2、将所述聚合混合物料进行减压闪蒸，得到气相催化剂和液体混合物，使所述气相催化剂返回步骤S1中；
S3、将所述液体混合物进行离心分离处理，得到含有催化剂-助剂的络合物的第一重组分和含有聚合产物的第一轻组分，使所述第一重组分沉降后，得到第二轻组分和第二重组分，将所述第二重组分返回步骤S1中；
S4、将所述第一轻组分和所述第二轻组分与补充氢气接触，进行加氢反应，将所得的加氢反应产物进行分馏处理，得到未反应的α-烯烃、二聚体、三聚体和多聚体，使所述α-烯烃返回步骤S1中。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤S2中，所述减压闪蒸的条件包括：温度为-5至50℃，压力为1～25kPa。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤S3中，所述离心分离处理的离心分离因数为10000～15000，分离级数为1～4级，温度为-5至50℃；所述第一重组分中含有0.1～5重量％的所述聚合产物；所述第二重组分含有0.05～1重量％的所述聚合产物。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤S4中，所述加氢反应的条件包括：温度为240～320℃，氢分压为6.6～10.1MPa，所述补充氢气与聚合产物用量的重量比为0.001～0.01，加氢反应器入口氢油体积比为400～800Nm3/m3。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述分馏处理的条件包括：温度为310～325℃，压力为1～10kPa。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤S1中，所述聚合反应的条件包括：温度为18～50℃，压力为0.13～0.6MPa。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，该方法还包括：使所述催化剂和所述助剂在催化剂预配器中进行预配制，得到所述催化剂混合物；
使步骤S2得到的所述气相催化剂和步骤S3得到的所述第二重组分分别返回所述催化剂预配器进行所述预配制。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述预配制的条件包括：配制温度为10～60℃，所述催化剂的压力为0.3～0.6MPa，配制时间为1.5～3.5小时，所述催化剂与所述助剂的摩尔比为(0.8-1.3)：1；
所述催化剂为BF3，所述助剂为C2-C8的α-单醇和/或C2-C8羧酸。
9.一种用于连续生产聚α-烯烃的系统，其特征在于，该系统包括：聚合反应器(1)、减压闪蒸罐(2)、离心分离单元(3)、加氢反应器(4)和分馏塔(5)；
所述聚合反应器(1)的反应产物出口与所述减压闪蒸罐(2)的入口连通，所述减压闪蒸罐(2)的液体出口与所述离心分离单元(3)的入口连通，所述减压闪蒸罐(2)的气体出口与所述聚合反应器(1)的催化剂入口连通，所述离心分离单元(3)的第一轻组分出口和第二轻组分出口分别与所述加氢反应器(4)的入口连通，所述离心分离单元(3)的第二重组分出口与所述聚合反应器(1)的催化剂入口连通，所述加氢反应器(4)的出口与所述分馏塔(5)的入口连通，所述分馏塔(5)的塔顶组分出口与所述聚合反应器(1)的反应物入口连通。
10.根据权利要求9所述的系统，其特征在于，该系统还可以包括催化剂预配器(7)，所述催化剂预配器(7)包括催化剂入口(17)和助剂入口(18)，所述催化剂预配器(7)的出口与所述聚合反应器(1)的催化剂入口连通，所述催化剂预配器(7)的入口与分别与所述减压闪蒸罐(2)的气体出口和所述离心分离单元(3)的所述第二重组分出口连通。
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