CN115135626A - 制备低聚物的方法 - Google Patents

制备低聚物的方法 Download PDF

Info

Publication number
CN115135626A
CN115135626A CN202280002727.6A CN202280002727A CN115135626A CN 115135626 A CN115135626 A CN 115135626A CN 202280002727 A CN202280002727 A CN 202280002727A CN 115135626 A CN115135626 A CN 115135626A
Authority
CN
China
Prior art keywords
solvent
stream
settling tank
separation column
oligomer
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN202280002727.6A
Other languages
English (en)
Other versions
CN115135626B (zh
Inventor
陆炅奭
宋宗勳
宣玟浩
李洪旻
金玹硕
黃文燮
李政锡
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
LG Chem Ltd
Original Assignee
LG Chem Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by LG Chem Ltd filed Critical LG Chem Ltd
Publication of CN115135626A publication Critical patent/CN115135626A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN115135626B publication Critical patent/CN115135626B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
    • C07C2/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons
    • C07C2/04—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation
    • C07C2/06—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation of alkenes, i.e. acyclic hydrocarbons having only one carbon-to-carbon double bond
    • C07C2/08—Catalytic processes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B03—SEPARATION OF SOLID MATERIALS USING LIQUIDS OR USING PNEUMATIC TABLES OR JIGS; MAGNETIC OR ELECTROSTATIC SEPARATION OF SOLID MATERIALS FROM SOLID MATERIALS OR FLUIDS; SEPARATION BY HIGH-VOLTAGE ELECTRIC FIELDS
    • B03D—FLOTATION; DIFFERENTIAL SEDIMENTATION
    • B03D3/00—Differential sedimentation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C11/00—Aliphatic unsaturated hydrocarbons
    • C07C11/02—Alkenes
    • C07C11/107—Alkenes with six carbon atoms
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/09—Purification; Separation; Use of additives by fractional condensation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/148—Purification; Separation; Use of additives by treatment giving rise to a chemical modification of at least one compound
    • C07C7/152—Purification; Separation; Use of additives by treatment giving rise to a chemical modification of at least one compound by forming adducts or complexes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01F—MIXING, e.g. DISSOLVING, EMULSIFYING OR DISPERSING
    • B01F23/00—Mixing according to the phases to be mixed, e.g. dispersing or emulsifying
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01F—MIXING, e.g. DISSOLVING, EMULSIFYING OR DISPERSING
    • B01F23/00—Mixing according to the phases to be mixed, e.g. dispersing or emulsifying
    • B01F23/70—Pre-treatment of the materials to be mixed
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01F—MIXING, e.g. DISSOLVING, EMULSIFYING OR DISPERSING
    • B01F23/00—Mixing according to the phases to be mixed, e.g. dispersing or emulsifying
    • B01F23/70—Pre-treatment of the materials to be mixed
    • B01F23/706—Evaporating solvents or dispersion liquids, e.g. water, at least partially
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01F—MIXING, e.g. DISSOLVING, EMULSIFYING OR DISPERSING
    • B01F23/00—Mixing according to the phases to be mixed, e.g. dispersing or emulsifying
    • B01F23/80—After-treatment of the mixture
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01F—MIXING, e.g. DISSOLVING, EMULSIFYING OR DISPERSING
    • B01F23/00—Mixing according to the phases to be mixed, e.g. dispersing or emulsifying
    • B01F23/80—After-treatment of the mixture
    • B01F23/807—Extracting components from the mixture, e.g. by adsorption, absorption or distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07B—GENERAL METHODS OF ORGANIC CHEMISTRY; APPARATUS THEREFOR
    • C07B63/00—Purification; Separation; Stabilisation; Use of additives
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07B—GENERAL METHODS OF ORGANIC CHEMISTRY; APPARATUS THEREFOR
    • C07B63/00—Purification; Separation; Stabilisation; Use of additives
    • C07B63/02—Purification; Separation; Stabilisation; Use of additives by treatment giving rise to a chemical modification
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07B—GENERAL METHODS OF ORGANIC CHEMISTRY; APPARATUS THEREFOR
    • C07B63/00—Purification; Separation; Stabilisation; Use of additives
    • C07B63/04—Use of additives
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2531/00—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds
    • C07C2531/02—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds containing organic compounds or metal hydrides
    • C07C2531/12—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds containing organic compounds or metal hydrides containing organo-metallic compounds or metal hydrides
    • C07C2531/14—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds containing organic compounds or metal hydrides containing organo-metallic compounds or metal hydrides of aluminium or boron

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Addition Polymer Or Copolymer, Post-Treatments, Or Chemical Modifications (AREA)

Abstract

本发明提供一种制备低聚物的方法，其包括：将单体流和溶剂流供应至反应器以进行低聚反应来制备反应产物；将包含所述反应产物的来自所述反应器的排出流供应至分离装置，以及将来自所述分离装置的下部排出流供应至沉降罐；向所述沉降罐中加入有机絮凝剂以沉降和除去聚合物，以及将除去所述聚合物的来自所述分离装置的下部排出流供应至高沸点分离塔；以及在所述高沸点分离塔中从下部排出流除去高沸点物质，以及将包含低聚物的上部排出流供应至溶剂分离塔。

Description

制备低聚物的方法
技术领域
相关申请的交叉引用
本申请要求2021年1月18日提交的韩国专利申请第10-2021-0006655号的优先权，其全部内容并入本文作为说明书的一部分。
技术领域
本发明涉及一种制备低聚物的方法，更具体地，涉及一种制备低聚物的方法，该方法可以有效地从乙烯的低聚反应产物中除去聚乙烯，并且可以降低溶剂再利用的能源成本。
背景技术
α-烯烃(阿尔法-烯烃)是用于共聚单体、清洁剂、润滑剂、增塑剂等的重要材料，在商业上广泛使用，特别是1-己烯和1-辛烯经常用作在线性低密度聚乙烯(LLDPE)生产中用于调节聚乙烯密度的共聚单体。
最典型地，通过乙烯的低聚反应制备α-烯烃。作为进行乙烯的低聚反应的反应器形式，正在使用鼓泡塔反应器，其使用气态乙烯作为反应物，通过与包括含有催化剂的液体反应介质的反应区域接触来进行乙烯的低聚反应(三聚反应或四聚反应)。
在鼓泡塔反应器中，通过安装在反应器下部的多孔分散板将气态反应物引入包括液体反应介质的反应区域并同时分散反应物来进行反应，以及通过分散的气体力产生湍流以进行自然混合。
作为低聚反应的结果，约0.1至5重量％的聚合物(例如，聚乙烯)作为副产物以少量产生并漂浮在液体反应介质中，并且随着时间的推移，该聚合物通过结垢积聚在多孔分散板和反应器内壁中，因此，整个工艺的操作应停止并进行洗涤。
同时，为了从低聚反应产物中除去聚合物并回收低聚物和溶剂，应在反应器的后段操作中运行高沸点分离塔和溶剂分离塔，并且随着供应至高沸点分离塔和溶剂分离塔的流量增加以及反应产物中含有的聚乙烯越来越多，用于分离的能源成本和时间增加。此外，在将低聚反应产物从反应器供应至后段的高沸点分离塔或溶剂分离塔的工艺中，会出现聚乙烯导致的泵结垢问题。
发明内容
【技术问题】
本发明的目的是提供一种在制备低聚物的工艺过程中在除去反应产物中漂浮的聚合物，回收和再利用溶剂，以及以高纯度分离低聚物中降低能源成本和缩短分离时间的方法，，从而解决背景技术中提到的问题。
【技术方案】
在一个总的方面，一种制备低聚物的方法包括：将单体流和溶剂流供应至反应器以进行低聚反应来制备反应产物；将包含所述反应产物的来自所述反应器的排出流供应至分离装置，以及将来自所述分离装置的下部排出流供应至沉降罐；向所述沉降罐中加入有机絮凝剂以沉降和除去聚合物，以及将除去所述聚合物的来自所述分离装置的下部排出流供应至高沸点分离塔；以及在所述高沸点分离塔中从下部排出流除去高沸点物质，以及将包含低聚物的上部排出流供应至溶剂分离塔。
【有益效果】
根据本发明，将沉降罐引入高沸点分离塔和溶剂分离塔的前端，在沉降罐中聚合物材料和溶剂从低聚反应产物中分离出来，从而使反应产物的流量以及供应至高沸点分离塔和溶剂分离塔的聚合物含量最小化，因此可以减少高沸点分离塔和溶剂分离塔中用于分离的时间和能源消耗。
另外，本发明中，在沉降罐中加入有机絮凝剂，由此缩短了在沉降罐内沉降和除去高沸点物质所花费的时间，从而缩短了从低聚反应产物中除去溶剂和副产物以及得到高纯度低聚物的整个工艺所花费的时间。
另外，在本发明中，将沉降罐中的溶剂含量高的上层液体流不通过高沸点分离塔而直接供应至溶剂分离塔，从而降低供应至高沸点分离塔的物流的流量，以进一步减少在高沸点分离塔中的能源消耗。
附图说明
图1和图2分别是根据本发明示例性实施方式的制备低聚物的方法的工艺流程图。
图3和4分别是根据比较例的制备低聚物的方法的工艺流程图。
具体实施方式
在本发明的说明书和权利要求书中使用的术语和词语不应被限制性地解释为具有一般或字典含义，而是应被解释为基于发明人能够适当地定义术语的概念以便以最佳方式描述他们自己的发明的原则，具有符合本发明的技术思想的含义和概念。
在本发明中，“上部”是指相当于器具或容器的总高度的50％以上的高度的部分，而“下部”是指相当于小于器具或容器的总高度的50％的高度的部分。
在本发明中，术语“流”可以指工艺中的流体流，或者可以指在移动管线(管道)中流动的流体本身。具体地，“流”可以指在连接每个装置的管道中流动的流体本身和流体流两者。此外，流体可以指包含气体、液体和固体中的任何一种或多种。
在本发明中，其中“#”为正整数的术语“C#”表示所有具有#个碳原子的烃。因此，术语“C10”表示具有10个碳原子的烃化合物。此外，术语“C#+”代表所有具有#个以上碳原子的烃分子。因此，术语“C10+”表示具有10个以上碳原子的烃的混合物。
在下文中，将参照以下图1和2对本发明进行更详细的描述，以便更好地理解本发明。
根据本发明的示例性实施方式，提供了一种制备低聚物的方法。所述制备低聚物的方法可以包括：将单体流和溶剂流供应至反应器100以进行低聚反应来制备反应产物；将包含所述反应产物的来自所述反应器100的排出流供应至分离装置200，以及将来自所述分离装置200的下部排出流供应至沉降罐300；向所述沉降罐300中加入有机絮凝剂以沉降和除去聚合物，以及将除去所述聚合物的来自所述分离装置的下部排出流供应至高沸点分离塔400；以及在所述高沸点分离塔中从下部除去高沸点物质，以及将包含低聚物的上部排出流供应至溶剂分离塔500。
根据本发明的示例性实施方式，可以将单体流和溶剂流供应至反应器100并进行低聚反应以制备反应产物。
反应器100可以是用于在催化剂和溶剂的存在下使单体低聚以制备低聚物的反应器。例如，反应器100可以是适用于连续工艺的反应器，并且可以包括选自连续搅拌釜反应器、活塞流反应器和鼓泡塔反应器中的一个或多个反应器。因此，可以连续制备低聚物产物。
此外，单体可以包括乙烯。具体地，可以将包含乙烯单体的单体流供应至反应器100以通过低聚反应制备作为所需低聚物的α-烯烃。这里，低聚反应在反应器100的中下部区域的反应介质中进行，单体的低聚反应可以在溶解于溶剂中的液体态在催化剂和助催化剂的存在下进行。低聚反应可以指单体被低聚的反应。根据要聚合的单体的数量，低聚可以称为三聚或四聚，这些统称为多聚。
α-烯烃是用于共聚物、清洁剂、润滑剂、增塑剂等的重要材料，在商业上广泛使用，特别是1-己烯和1-辛烯经常用作在线性低密度聚乙烯(LLDPE)生产中用于调节聚乙烯密度的共聚单体。1-己烯和1-辛烯等α-烯烃例如可以通过乙烯的三聚反应或四聚反应来制备。
单体的低聚反应可以在有或无溶剂的情况下，通过应用反应体系和常规接触技术，通过均相液体相反应、其中催化剂为部分不溶解或完全不溶解的形式的淤浆反应、两相液体/液体反应、或以产物为主要介质的本体相反应或气相反应来进行。
催化剂可以包括过渡金属源。过渡金属源可以是例如包括选自乙酰丙酮铬(III)、四氢呋喃氯化铬(III)、2-乙基己酸铬(III)、三(2,2,6,6-四甲基-3,5-庚二酮)铬(III)、苯甲酰丙酮铬(III)、六氟-2,4-戊二酮酸铬(III)、乙酸氢氧化铬(III)、乙酸铬(III)、丁酸铬(III)、戊酸铬(III)、月桂酸铬(III)和硬脂酸铬(III)中的一种或多种的化合物。
助催化剂可以包括例如选自三甲基铝、三乙基铝、三异丙基铝、三异丁基铝、倍半乙基氯化铝、二乙基氯化铝、乙基二氯化铝、甲基铝氧烷、改性甲基铝氧烷和硼酸盐中的一种或多种。
这样，在催化剂和溶剂的存在下使单体低聚的工艺中，除了低聚物产物之外，还可以产生聚合物(如聚乙烯)作为副产物。聚合物漂浮在反应器内的液体反应介质中，随着时间的推移，会出现由于结垢现象，聚合物在反应器的内壁和多孔板中积聚到一定厚度的问题。在这种情况下，由于必须停止反应器的运行，因此存在洗涤工艺所需成本增加的问题以及由于运行时间缩短而导致生产减少的问题。
另外，为了除去反应产物中的聚合物，回收和再利用与反应物相比大量使用的溶剂，需要设置高沸点分离塔400和溶剂分离塔500。这里，随着供应到高沸点分离塔400和溶剂分离塔500的物流流量和聚合物含量增大，用于分离的能源成本和时间增加。
对此，在本发明中，为了除去反应产物中的聚合物，在高沸点分离塔400和溶剂分离塔500的前端设置了沉降罐300，从而降低了用于在高沸点分离塔400和溶剂分离塔500中分离的能源成本并缩短时间，从而解决了上述问题。
另外，在沉降罐300中加入有机絮凝剂以沉降和除去聚合物，从而缩短在沉降罐300内沉降和除去高沸点物质所花费的时间，从而缩短从低聚反应产物中除去溶剂和副产物以及得到高纯度低聚物的整个工艺所花费的时间。例如，有机絮凝剂可以通过连接到沉降罐300而设置的单独的絮凝剂供应管线310供应到沉降罐300中。
此外，沉降罐300中的溶剂含量高的上层液体流不经过高沸点分离塔400而直接供应至溶剂分离塔500，从而降低供应至高沸点分离塔400的流量以进一步减少高点分离塔400中的能源消耗。
单体流可以通过设置在反应器100下部的单体流供应管线供应到反应器100。这里，单体可以气态供应到反应器100。具体地，可以将包括气态单体的单体流供应至反应器100，并且可以将气态单体溶解在供应至反应器100的溶剂中以在液体相中进行低聚反应。
可以从石脑油裂解中心(NCC)供应单体流。在石脑油裂解中心中，可以进行的工艺包括：分别加入石脑油、C2和C3烃化合物、丙烷等作为供应原料，在各裂解炉中进行裂解；冷却在每个裂解炉中已经裂解以包含氢气和C1、C2和C3或更高级的烃化合物的裂解气；压缩冷却的裂解气；纯化包括氢气和C1、C2和C3或更高级烃化合物的裂解压缩流。这里，单体流可以是包含从石脑油裂解中分离的乙烯单体(C2)的流。
溶剂流可通过设置在反应器100下侧的溶剂流供应管线供应至反应器100。溶剂可包括选自正戊烷、正己烷、正庚烷、环己烷、甲基环己烷、辛烷、环辛烷、癸烷、十二烷、苯、二甲苯、1,3,5-三甲苯、甲苯、乙苯、氯苯、二氯苯和三氯苯中的一种或多种。如果需要，溶剂可以两种或更多种组合使用。因此，气态乙烯单体可以在较高温度下液体化，并且可以改善气态乙烯单体溶解在溶剂中的溶解速率。
通过向反应器100供应单体流和溶剂流而在反应器100中进行的低聚反应可以在10℃至180℃，30℃至150℃，或50℃至120℃的温度下进行。此外，低聚反应可以在10bar.g至70bar.g的压力下进行。例如，低聚反应可以在10bar.g至70bar.g，20bar.g至65bar.g，或20bar.g至40bar.g的压力下进行。当在所述温度范围和所述压力范围内使乙烯低聚时，对所期望的α-烯烃的选择性可以非常好，可以减少副产物量，可以提高连续工艺的操作效率，并且可以降低成本。
在反应器100中的低聚反应中产生的副产物(例如，聚合物)可以以0.1重量％至5重量％，0.1重量％至4重量％，或1重量％至3重量％的含量包含在来自反应器100的排出流中。
来自反应器100的排出流可以包括液体态的第一物流和气态的第二物流。例如，在反应器100中，通过低聚反应得到的包括所需低聚物产物的液体反应产物可以作为第一物流通过在与反应器100的下侧(例如形成溶剂供应管线的反应器100的下侧)相反的方向上以间隔状态设置的产物排出管线排出。例如，产物排出管线可以形成在与溶剂供应管线相同的高度处。此外，将来自反应器100的产物排出管线连接到分离装置200并且可以将反应产物转移到分离装置200。
此外，可以通过设置在反应器100上部的未反应单体排出管线排出包含不溶于溶剂且未参与反应器100中的低聚反应的气态未反应单体的第二物流。例如，气态的第二物流通过冷凝器110并被冷凝成液体相，并且可以与第一物流一起供应至分离装置200。这里，第一物流和第二物流可以通过单独的管线供应到分离装置200，或者可以合并为一条管线并供应到分离装置200。
根据本发明的示例性实施方式，来自反应器100的排出流被供应到分离装置200，在其中可以分离反应产物中未反应的单体和二聚体。具体地，在分离装置200中，未反应的单体和二聚体作为上部排出流从被供应的包括反应产物的来自反应器100的排出流中分离出来，并循环到反应器100以重新使用。这里，来自分离装置200的上部排出流可通过压缩机210以确保对反应器100的流动性并循环至反应器100。此外，来自分离装置200的下部排出流可以作为从中除去大部分未反应的单体的反应产物供应至沉降罐300。
可以控制分离装置200的操作温度和操作压力以选择性地将包括单体和二聚体的低沸点物质分离到上部。例如，分离装置200的操作温度可以是20℃至250℃，30℃至200℃，或40℃至160℃，并且分离装置200的操作压力可以是10bar.g至30bar.g，10bar.g至25bar.g，或10bar.g至20bar.g。
根据本发明的示例性实施方式，来自分离装置200的下部排出流被供应到沉降罐300，并且反应产物中的聚合物可以在沉降罐300中去除。具体地，在沉降罐300中，漂浮在反应产物中的聚合物可以作为聚集体沉降并排出到沉降罐300的下部，然后可以被丢弃或在各种途径中重复使用。
可以向沉降罐300添加有机絮凝剂。具体地，可以在有机絮凝剂的存在下进行沉降和除去沉降罐300中的反应产物中的聚合物的工艺。因此，可以缩短在沉降罐300中沉降和除去高沸点物质所花费的时间，因此，可以缩短从低聚反应产物中除去溶剂和副产物以及得到高纯度低聚物的整个工艺所花费的时间。此外，使沉降罐300中的上层液体中除溶剂之外的聚合物的含量最小化，从而将包含高纯度溶剂的上层液体流通过稍后描述的溶剂提取管线320供应至溶剂分离塔500，因此，进一步降低了用于溶剂分离塔500中的分离的能源成本。
有机絮凝剂可以包括例如聚丙烯酰胺。聚丙烯酰胺是一种非离子型絮凝剂，可以导致粗化，即，通过悬浮在液体中的固体颗粒表面与絮凝剂之间的物理或化学吸附作用发生交联而引起的固体颗粒的絮凝。因此，通过絮凝固体颗粒形成的聚集体可以加速沉降速率以促进沉降。即，根据本发明，聚丙烯酰胺具有将分散在反应产物中的聚乙烯固体颗粒絮凝以形成聚集体从而促进沉降的优异效果。
具体地，沉降罐300在加入有机絮凝剂的条件下运行，以沉降和除去反应产物中的聚合物，从而缩短沉降罐300的运行时间。例如，沉降罐300的运行时间可以为1小时或更短，40分钟或更短，或1分钟至10分钟。
可以控制沉降罐300的操作温度和操作压力以沉降和除去反应产物中的聚合物。例如，可以将沉降罐300的操作温度控制在10℃至90℃，10℃至85℃，或20℃至80℃，并且沉降罐300的操作压力可以控制在0.1kg/cm2至3kg/cm2，0.5kg/cm2至2kg/cm2，或0.5kg/cm2至1.5kg/cm2。这里，沉降罐300的操作压力可以使用惰性气体来控制。惰性气体可以包括选自氮气(N2)和氩气(Ar)中的一种或多种，作为具体示例，惰性气体可以是氮气(N2)。
因此，在沉降罐300中，聚丙烯酰胺用作有机絮凝剂，并且如上所述控制操作温度和操作压力，从而使在来自分离装置200的下部排出流中包含的聚合物的絮凝和沉降效果最大化。作为具体实例，聚合物可具有80,000至150,000g/mol，90,000至130,000g/mol或90,000至120,000g/mol的重均分子量。对于重均分子量在该范围内的聚合物，采用聚丙烯酰胺作为有机絮凝剂，如上所述控制操作温度和操作压力时，可以提高絮凝和沉降效果，以尽可能缩短沉降罐300的操作时间。
此外，在沉降罐300中除去反应产物中的聚合物的工艺中，可以在沉降罐300中进行层分离为具有高溶剂含量的上层液体和具有高低聚物含量的下层液体。在沉降罐300中分离的上层液体具有高的溶剂含量并且几乎不含除溶剂之外的杂质，可以直接将其供应至溶剂分离塔500，而不供应至高沸点分离塔400。这里，沉降罐300中的上层液体中的溶剂含量可以为90重量％以上，90重量％至100重量％，或95重量％至100重量％。这样，在沉降罐300中，聚合物被除去，同时将几乎不含溶剂以外的杂质的上层液体直接供应至溶剂分离塔500而不通过高沸点分离塔400，从而降低供应至高沸点分离塔400的流量而降低在高沸点分离塔400中分离的能源成本。
在沉降罐300中分离的上层液体和下层液体可以根据来自分离装置200的下部排出流中所含的溶剂和低聚物的含量而不同，并且为了将上层液体流供应至溶剂分离塔500，可以进一步提供溶剂提取管线320，该溶剂提取管线320从溶剂分离塔500连接并延伸到沉降罐300中形成上层液体的区域。这里，在溶剂提取管线320的任意区域中安装泵330以将上层液体流从沉降罐300转移到溶剂分离塔500。
此外，来自沉降罐300的下层液体流具有高低聚物含量并且可以供应到高沸点分离塔400。这里，沉降罐300中下层液体流中的聚合物含量可以是10重量％以下，0.1重量％至5重量％，或0.1重量％至3重量％。此外，沉降罐300中的下层液体流中的聚合物含量与来自反应器100的排出流中的聚合物含量之比可以为1:0.01至1:0.05，1:0.01至1:0.04，或1:0.01至1:0.03。这意味着包含在来自反应器100的排出流中的95％以上的聚合物从沉降罐300中去除，从中发现可以减少在溶剂分离塔500和高沸点分离塔400中分离所需的能源成本并且可以缩短其时间。
根据本发明的示例性实施方式，将来自沉降罐300的下层液体流供应至高沸点分离塔400，并且在来自沉降罐300的下层液体流中包含的高沸点物质可以在高沸点分离塔400中通过蒸馏除去。这里，由于仅将沉降罐300的下层液体供应至高沸点分离塔400，因此供应至高沸点分离塔400的流量减少，并且由于下层液体中的聚合物含量低，可以降低在高沸点分离塔400中分离的能源成本并且可以缩短分离时间。
此外，在高沸点分离塔400中，高沸点物质从下部排出流除去，剩余组分，即，具有高低聚物含量的上部排出流可以被供应至溶剂分离塔500以纯化低聚物。
根据本发明的示例性实施方式，在溶剂分离塔500中，溶剂和低聚物可以通过溶剂和低聚物之间的沸点差来分离。具体地，沉降罐300的上层液体流和来自高沸点分离塔400的上层排出流被供应至溶剂分离塔500并且可以在溶剂分离塔500中分离成溶剂和低聚物。这里，当低聚物包括具有不同沸点的两种或更多种低聚物时，可以提供两个或更多个溶剂分离塔500。例如，当包括具有不同沸点的两种或更多种时，较高沸点的低聚物在第一溶剂分离塔中分离并且溶剂和较低沸点的低聚物可以在第二溶剂分离塔中分离。
在溶剂分离塔500中分离的溶剂流被排出到溶剂分离塔500的下部，其可以循环到反应器100中并被重新使用。因此，可以降低原材料成本而降低低聚物产品的单位成本，从而确保竞争力。
根据本发明的示例性实施方式，在制备低聚物的方法中，如果需要，还可以安装蒸馏塔、冷凝器、再沸器、阀门、泵、分离器和混合器等装置。
以上，对本发明的制备低聚物的方法进行了描述并在附图中图示，但这些描述和附图中的图示仅为用于理解本发明的核心构成的描述和图示，并且除了以上描述和在附图中示出的工艺和装置之外，没有单独描述和示出的方法和装置可以适当地应用和使用以实施根据本发明的制备低聚物的方法。
在下文中，将通过实施例更详细地描述本发明。然而，提供以下实施例是为了示例说明本发明。对于本领域的技术人员显而易见的是，在不脱离本发明的范围和精神的情况下可以进行各种修改和变化，并且本发明的范围不限于此。
实施例
实施例1
根据图1所示的工艺流程图，制备α-烯烃。
具体而言，将气态乙烯单体流以113kg/hr供应至反应器100的下部，将甲基环己烷以7kg/hr供应至其下侧，并且向其供应催化剂和助催化剂，由此进行乙烯单体的低聚反应以产生包括α-烯烃作为低聚物的反应产物。这里，确认了反应产物中包含的聚合物含量为1.9重量％，并且反应器100的温度和压力分别设定为70℃和40bar.g。
将来自反应器100的排出流供应至分离装置200。具体而言，将气态的第二物流通过冷凝器110冷凝成液体相，然后供应至分离装置200，将液态的第一物流直接供应至分离装置200。
将来自分离装置200的包含未反应的气态单体的上部排出流通过压缩机210并供应至反应器100，并且将下部排出流供应到沉降罐300。
在沉降罐300中，使来自分离装置200的下部排出流在控制通过絮凝剂供应管线310添加的聚丙烯酰胺(PAA)的量为0.1kg、操作温度为20℃以及操作压力为1kg/cm2的状态下静置20分钟，从而进行层分离。此时，将沉降的聚合物排出到下部并除去，并且以6.5kg/hr的流量将上层液体和下层液体供应至高沸点分离塔400。此时，确认了上层液体中的溶剂含量为99重量％，下层液体中的聚合物含量为0.25重量％。
在高沸点分离塔400中，在下部除去高沸点物质并将上部排出流供应至溶剂分离塔500，并且在溶剂分离塔500中，将作为低聚物的α-烯烃在侧部中回收并且将下部排出流循环至反应器100。
实施例2
根据图2所示的工艺流程图，制备α-烯烃。
具体而言，以与实施例1相同的方式进行该工艺，不同之处在于：将在沉降罐300中沉降的沉降聚合物排出到下部并除去，将溶剂含量为99重量％的上层液体以3.0kg/hr的流量，通过溶剂提取管线320，使用泵330供应至溶剂分离塔500，并且将具有0.25重量％的聚合物含量的下层液体以3.5kg/hr的流量供应至高沸点分离塔400。
实施例3
以与实施例2相同的方式进行该工艺，不同之处在于：在将沉降罐300的操作温度控制在40℃的同时，使沉降罐300运行30分钟，由此进行层分离。
此时，在沉降罐300中，将沉降的聚合物排出到下部并除去，将溶剂含量为98重量％的上层液体以3.0kg/hr的流量，通过溶剂提取管线320，使用泵330供应至溶剂分离塔500，并且将具有0.34重量％的聚合物含量的下层液体以3.5kg/hr的流量供应至高沸点分离塔400。
实施例4
以与实施例3相同的方式进行该工艺，不同之处在于：将0.5kg聚丙烯酰胺(PAA)添加到沉降罐300中并且使沉降罐运行10分钟以进行层分离。
此时，在沉降罐300中，将沉降的聚合物排出到下部并除去，将溶剂含量为99重量％的上层液体以3.0kg/hr的流量，通过溶剂提取管线320，使用泵330供应至溶剂分离塔500，并且将具有0.22重量％的聚合物含量的下层液体以3.5kg/hr的流量供应至高沸点分离塔400。
实施例5
以与实施例3相同的方式进行该工艺，不同之处在于：将1.0kg聚丙烯酰胺(PAA)加入到沉降罐300中并且使沉降罐运行6分钟以进行层分离。
此时，在沉降罐300中，将沉降的聚合物排出到下部并除去，将溶剂含量为99重量％的上层液体以3.0kg/hr的流量，通过溶剂提取管线320，使用泵330供应至溶剂分离塔500，并且将具有0.21重量％的聚合物含量的下层液体以3.5kg/hr的流量供应至高沸点分离塔400。
实施例6
以与实施例2相同的方式进行该工艺，不同之处在于：在将沉降罐300的操作温度控制在80℃的同时，使沉降罐300运行38分钟，由此进行层分离。
此时，在沉降罐300中，将沉降的聚合物排出到下部并除去，将溶剂含量为98重量％的上层液体以3.0kg/hr的流量，通过溶剂提取管线320，使用泵330供应至溶剂分离塔500，并且将具有0.36重量％的聚合物含量的下层液体以3.5kg/hr的流量供应至高沸点分离塔400。
参照实施例1至6，在沉降罐300中，添加聚丙烯酰胺作为有机絮凝剂以除去低聚反应产物中的聚合物，从而在短时间内将转移到后段工序的物流中的聚合物含量降至最低。因此，已发现，在作为后段装置的聚合物分离塔400和溶剂分离塔500中用于分离的时间和能源减少了。
特别地，在实施例2至6中，在沉淀罐300中，将具有高溶剂含量的上层液体使用单独的溶剂提取管线320转移至溶剂分离塔500，并且将下层液体转移至高沸点分离塔400，已发现，转移至高沸点分离塔400的流量降低，进一步减少了用于分离的时间和能源。
比较例
比较例1
根据图3所示的工艺流程图，制备α-烯烃。
具体而言，将气态乙烯单体流以113kg/hr供应至反应器100的下部，将甲基环己烷以7kg/hr供应至其下侧，并且向其供应催化剂和助催化剂，由此进行乙烯单体的低聚反应以产生包括α-烯烃作为低聚物的反应产物。这里，确认了反应产物中包含的聚合物含量为1.9重量％，并且反应器100的温度和压力分别设定为70℃和40bar.g。
将来自反应器100的排出流供应至分离装置200。具体而言，将气态的第二物流通过冷凝器110冷凝成液体相，然后供应至分离装置200，将液态的第一物流直接供应至分离装置200。
将来自分离装置200的包含未反应的气态单体的上部排出流通过压缩机210供应至反应器100，并且将具有2.2重量％的聚合物含量的下部排出流以10kg/hr的流量供应至高沸点分离塔400。
在高沸点分离塔400中，在下部除去高沸点物质并将上部排出流供应至溶剂分离塔500，并且在溶剂分离塔500中，将作为低聚物的α-烯烃在侧部中回收并且将下部排出流循环至反应器100。
比较例2
根据图4所示的工艺流程图，制备α-烯烃。
具体而言，将气态乙烯单体流以113kg/hr供应至反应器100的下部，将甲基环己烷以7kg/hr供应至其下侧，并且向其供应催化剂和助催化剂，由此进行乙烯单体的低聚反应以产生包括α-烯烃作为低聚物的反应产物。这里，确认了反应产物中包含的聚合物含量为1.9重量％，并且反应器100的温度和压力分别设定为70℃和40bar.g。
将来自反应器100的排出流供应至分离装置200。具体而言，将气态的第二物流通过冷凝器110冷凝成液体相，然后供应至分离装置200，将液态的第一物流直接供应至分离装置200。
将来自分离装置200的包含未反应的气态单体的上部排出流通过压缩机210供应至反应器100，并且将下部排出流供应到沉降罐300。
沉降罐300在操作温度为20℃、操作压力为1kg/cm2的条件下运行2小时以对来自分离装置200的下部排出流进行层分离。此时，将沉降的聚合物排出到下部并除去，并且以6.5kg/hr的流量将上层液体和下层液体供应至高沸点分离塔400。此时，确认了上层液体中的溶剂含量为97重量％，下层液体中的聚合物含量为1.4重量％。
在高沸点分离塔400中，在下部除去高沸点物质并将上部排出流供应至溶剂分离塔500，并且在溶剂分离塔500中，将作为低聚物的α-烯烃在侧部中回收并且将含有溶剂的下部排出流循环至反应器100。
比较例3
以与比较例2相同的方式进行该工艺，不同之处在于：在将沉降罐300的操作温度控制在40℃的同时，使沉降罐300运行2小时，由此进行层分离。
在此，在沉降罐300中，确认了上层液体中的溶剂含量为95重量％，下层液体中的聚合物含量为1.9重量％。
比较例4
以与比较例2相同的方式进行该工艺，不同之处在于：在将沉降罐300的操作温度控制在80℃的同时，使沉降罐300运行2小时，由此进行层分离。
此时，在沉降罐300中，确认了上层液体中的溶剂含量为92重量％，下层液体中的聚合物含量为2.3重量％。
比较例5
以与比较例2相同的方式进行该工艺，不同之处在于：使沉降罐300运行20分钟以进行层分离。
此时，在沉降罐300中，确认了上层液体中的溶剂含量为73重量％，下层液体中的聚合物含量为8.1重量％。
在不设置沉降罐的情况下制备低聚物的比较例1中，已发现，与实施例1至6和比较例2至5相比，供应至高沸点分离塔400的物流的流量和聚合物含量增加。因此在高沸点分离塔400和溶剂分离塔500中用于分离的时间和能源大大增加。
参照比较例2至5，确认了在沉降罐300中，在向其不添加有机凝聚剂的情况下，即使进行层分离2小时，也难以像实施例那样有效地除去低聚反应中的聚合物。因此，已发现在作为后段装置的聚合物分离塔400和溶剂分离塔500中用于分离的时间和能源增加。特别是，在与实施例1同样地使沉降罐运行20分钟的比较例4中，确认了上层液体中的溶剂纯度显著降低，下层液体中的聚合物含量非常高。因此，难以从比较例1至4的后段装置中期待在实施例中能够得到的用于分离的操作时间缩短和能源降低效果。
此外，当在未充分进行聚合物去除和层分离的状态下，使用单独的溶剂提取管线320将沉降罐300的上层液体转移至溶剂分离塔500时，在上层液体中包含大量杂质并且在下层液体中的聚合物含量高，因此，在高沸点分离塔400和溶剂分离塔500中用于分离的操作时间缩短和能源消耗降低的效果没有显示出来，并且此外，低聚物的质量可能会变差。

Claims (11)

1.一种制备低聚物的方法，所述方法包括：
将单体流和溶剂流供应至反应器以进行低聚反应来制备反应产物；
将包含所述反应产物的来自所述反应器的排出流供应至分离装置，以及将来自所述分离装置的下部排出流供应至沉降罐；
向所述沉降罐中加入有机絮凝剂以沉降和除去聚合物，以及将除去所述聚合物的来自所述分离装置的下部排出流供应至高沸点分离塔；以及
在所述高沸点分离塔中从下部排出流除去高沸点物质，以及将包含低聚物的上部排出流供应至溶剂分离塔。
2.根据权利要求1所述的制备低聚物的方法，其中，所述有机絮凝剂为聚丙烯酰胺。
3.根据权利要求1所述的制备低聚物的方法，其中，所述聚合物的重均分子量(Mw)为80,000至150,000g/mol。
4.根据权利要求1所述的制备低聚物的方法，其中，所述沉降罐的运行时间为1小时以下。
5.根据权利要求1所述的制备低聚物的方法，其中，所述沉降罐的运行时间为40分钟以下。
6.根据权利要求1所述的制备低聚物的方法，其中，所述沉降罐的操作温度为10℃至90℃，以及所述沉降罐的操作压力为0.1kg/cm2至3kg/cm2。
7.根据权利要求1所述的制备低聚物的方法，其中，在所述沉降罐中，将来自所述分离装置的下部排出流分离为含有溶剂的上层液体和含有所述低聚物的下层液体，以及将上层液体流供应至所述溶剂分离塔，并且将下层液体流供应至所述高沸点分离塔。
8.根据权利要求7所述的制备低聚物的方法，其中，还包括从所述溶剂分离塔连接并延伸至所述沉降罐中形成所述上层液体的区域的溶剂提取管线，以及
将来自所述沉降罐的包含所述溶剂的上层液体流通过所述溶剂提取管线供应至所述溶剂分离塔。
9.根据权利要求7所述的低聚物的制备方法，其中，所述沉降罐中的所述上层液体的溶剂含量为90重量％以上。
10.根据权利要求1所述的制备低聚物的方法，其中，在所述溶剂分离塔中得到分离出所述溶剂的低聚物。
11.根据权利要求1所述的制备低聚物的方法，其中，所述单体包括乙烯单体，所述低聚物包括α-烯烃，以及所述聚合物包括聚乙烯。
CN202280002727.6A 2021-01-18 2022-01-10 制备低聚物的方法 Active CN115135626B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
KR1020210006655A KR20220104418A (ko) 2021-01-18 2021-01-18 올리고머 제조방법
KR10-2021-0006655 2021-01-18
PCT/KR2022/000346 WO2022154398A1 (ko) 2021-01-18 2022-01-10 올리고머 제조방법

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN115135626A true CN115135626A (zh) 2022-09-30
CN115135626B CN115135626B (zh) 2024-05-10

Family

ID=82448516

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202280002727.6A Active CN115135626B (zh) 2021-01-18 2022-01-10 制备低聚物的方法

Country Status (6)

Country Link
US (1) US11964925B2 (zh)
EP (1) EP4105192B1 (zh)
JP (1) JP7442925B2 (zh)
KR (1) KR20220104418A (zh)
CN (1) CN115135626B (zh)
WO (1) WO2022154398A1 (zh)

Citations (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5750816A (en) * 1995-03-02 1998-05-12 Mitsubishi Chemical Corporation Process for the preparation of α-olefin oligomers
US20080177012A1 (en) * 2005-02-04 2008-07-24 Basell Polyolefine Gmbh Process and Apparatus For the Polymerization of Ethylene
US20090326297A1 (en) * 2006-12-28 2009-12-31 Mitsubishi Chemical Corporation Production method of alpha-olefin low polymer
US20170190637A1 (en) * 2014-09-22 2017-07-06 Mitsubishi Chemical Corporation Production method and production apparatus of alpha-olefin oligomer
US20170349509A1 (en) * 2014-12-23 2017-12-07 Public Joint Stock Company "Sibur Holding" Methods of precipitating polymer and deactivated organometallic catalyst in an olefin oligomerization reaction
US20180009728A1 (en) * 2015-03-25 2018-01-11 Mitsubishi Chemical Corporation Method for producing alpha-olefin low polymer
KR20180035586A (ko) * 2016-09-29 2018-04-06 롯데케미칼 주식회사 올레핀의 올리고머화 반응 또는 (공)중합 반응의 부산물을 제거하는 방법
US20210009486A1 (en) * 2018-03-23 2021-01-14 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Linear Alpha Olefin Processes

Family Cites Families (23)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4020121A (en) * 1975-12-15 1977-04-26 Shell Oil Company Oligomerization reaction system
US5286806C1 (en) 1993-05-14 2001-01-30 Cytec Tech Corp Methods of making and using high molecular weight acrylamide polymers
JP3540828B2 (ja) 1993-11-30 2004-07-07 三菱化学株式会社 １−ヘキセンの製造方法
DE19803658A1 (de) * 1998-01-30 1999-08-05 Basf Ag Verwendung von anionischen Flockungsmitteln bei der organisch-wässrigen Phasentrennung
JP2003096129A (ja) 2001-09-21 2003-04-03 Tonen Chem Corp ポリオレフィンの精製方法
JP4289880B2 (ja) 2001-12-28 2009-07-01 三洋化成工業株式会社 高分子凝集剤
JP4177354B2 (ja) * 2004-05-26 2008-11-05 三洋化成工業株式会社 樹脂粒子含有廃水の処理方法
EP1752433B1 (en) 2005-08-10 2012-10-03 Linde AG Improved drying process for linear alpha-olefins
FR2926812B1 (fr) 2008-01-28 2010-04-30 Inst Francais Du Petrole Procede d'oligomerisation des olefines utilisant un catalyseur a base de silice-alumine.
WO2011112184A1 (en) * 2010-03-09 2011-09-15 Exxonmobil Chemical Patents Inc. System and method for selective trimerization
US20130102826A1 (en) * 2011-05-24 2013-04-25 James R. Lattner Systems And Methods For Generating Alpha Olefin Oligomers
RU2471762C1 (ru) 2011-06-22 2013-01-10 Открытое акционерное общество "СИБУР Холдинг" (ОАО "СИБУР Холдинг") Способ выделения продуктов олигомеризации олефинов и разложения остатков катализатора олигомеризации
US8524972B1 (en) * 2012-04-18 2013-09-03 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Low temperature steam stripping for byproduct polymer and solvent recovery from an ethylene oligomerization process
JP6459587B2 (ja) 2014-02-25 2019-01-30 三菱ケミカル株式会社 α−オレフィン低重合体の製造方法
KR101928765B1 (ko) 2015-06-09 2018-12-13 주식회사 엘지화학 에틸렌을 회수하기 위한 분리방법 및 분리공정 시스템
JP6804944B2 (ja) 2016-11-18 2020-12-23 出光興産株式会社 α−オレフィン低重合体の製造方法
KR102266927B1 (ko) * 2017-03-14 2021-06-21 사우디 아라비안 오일 컴퍼니 알파-올레핀을 제조하기 위한 에틸렌 올리고머화 공정
WO2018208375A1 (en) * 2017-05-09 2018-11-15 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Linear alpha olefin process including solvent purification using dividing wall distillation column
US20200055799A1 (en) * 2017-05-09 2020-02-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Linear Alpha Olefin Process Using Temperature Control in Oligomerization Reactor
US20200055800A1 (en) * 2017-05-09 2020-02-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Linear Alpha Olefin Process Using Solvent Flash Drum for Olefin Separation
WO2018208377A1 (en) * 2017-05-09 2018-11-15 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Linear alpha olefin process using catalyst deactivation with high product purity
KR102383417B1 (ko) 2018-12-10 2022-04-07 주식회사 엘지화학 에틸렌 올리고머화 반응 생성물의 분리방법
KR20210121162A (ko) 2019-02-22 2021-10-07 퍼블릭 조인트 스톡 컴퍼니 “시부르 홀딩” 올레핀 올리고머화 생성물(변이체)의 분리 방법

Patent Citations (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5750816A (en) * 1995-03-02 1998-05-12 Mitsubishi Chemical Corporation Process for the preparation of α-olefin oligomers
US20080177012A1 (en) * 2005-02-04 2008-07-24 Basell Polyolefine Gmbh Process and Apparatus For the Polymerization of Ethylene
US20090326297A1 (en) * 2006-12-28 2009-12-31 Mitsubishi Chemical Corporation Production method of alpha-olefin low polymer
US20170190637A1 (en) * 2014-09-22 2017-07-06 Mitsubishi Chemical Corporation Production method and production apparatus of alpha-olefin oligomer
US20170349509A1 (en) * 2014-12-23 2017-12-07 Public Joint Stock Company "Sibur Holding" Methods of precipitating polymer and deactivated organometallic catalyst in an olefin oligomerization reaction
US20180009728A1 (en) * 2015-03-25 2018-01-11 Mitsubishi Chemical Corporation Method for producing alpha-olefin low polymer
KR20180035586A (ko) * 2016-09-29 2018-04-06 롯데케미칼 주식회사 올레핀의 올리고머화 반응 또는 (공)중합 반응의 부산물을 제거하는 방법
US20210009486A1 (en) * 2018-03-23 2021-01-14 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Linear Alpha Olefin Processes

Also Published As

Publication number Publication date
EP4105192A1 (en) 2022-12-21
EP4105192B1 (en) 2024-08-14
CN115135626B (zh) 2024-05-10
US11964925B2 (en) 2024-04-23
US20230098226A1 (en) 2023-03-30
EP4105192A4 (en) 2023-10-25
KR20220104418A (ko) 2022-07-26
JP7442925B2 (ja) 2024-03-05
WO2022154398A1 (ko) 2022-07-21
JP2023517134A (ja) 2023-04-21

Similar Documents

Publication Publication Date Title
KR102462535B1 (ko) 올리고머 제조 장치
EP1933976B1 (en) Method for transforming a loop reactor
CN112154159B (zh) 用于在反应器级联中制备乙烯共聚物的悬浮方法
CN114787111B (zh) 低聚物的制备方法
CN115135626B (zh) 制备低聚物的方法
US11472754B2 (en) Oligomer preparation method and oligomer preparation apparatus
KR102712846B1 (ko) 올리고머 제조방법
CN113474079B (zh) 用于制备低聚物的设备
US11254624B2 (en) Method and apparatus for preparing alpha olefin
JP7195688B2 (ja) オリゴマーの製造方法およびオリゴマーの製造装置
US11583825B2 (en) Apparatus for preparing oligomer
CN114728250B (zh) 用于制备低聚物的设备
JP2022508638A (ja) オリゴマーの製造方法およびオリゴマーの製造装置
KR20230051054A (ko) 반응액 이송 시스템
CN116635139A (zh) 泡罩塔反应器
JP2023549001A (ja) 反応液移送システム
CN116583346A (zh) 鼓泡塔反应器
JP2023554571A (ja) スパージャおよびそれを含む反応器

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant