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Hintergrund der Erfindung
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Gebiet der Erfindung
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Die
vorliegende Erfindung betrifft die Herstellung von Copolymeren auf
Propylenbasis mit einem hohen Comonomergehalt. Insbesondere betrifft
die vorliegende Erfindung ein Verfahren zur Herstellung von Propylencopolymeren
in einem Reaktorsystem, das eine Kombination aus mindestens einem
Aufschlämmungsreaktor
und mindestens einem Gasphasenreaktor umfasst.
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Beschreibung
des verwandten Standes der Technik
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Die
Weichheit, Schlagfestigkeit und Heißsiegelfähigkeit von Polymeren auf Propylenbasis
können
durch Copolymerisation von Propylen mit anderen Olefinen, wie Ethylen,
Isobutylen und dergleichen, verbessert werden. Sowohl Massen- auch
als Gasphasenprozesse sind angewendet worden. Allerdings verursachen
die während
der Polymerisation verwendeten Copolymere ein Quellen der Polymeren im
Polymerisationsmedium der Massenprozesse. Wenn im Ergebnis die gequollenen
und weichen Polymerteilchen nach der Polymerisation entspannt werden,
ist die Morphologie der Teilchen zerstört, und die Schüttdichte
des pulverisierten Polymers wird sehr gering. Zur gleichen Zeit
häuft sich
amorphes Material auf den Oberflächen
des Pulvers an. Klebriges Material geringer Dichte agglomeriert
leicht an den Wänden
in der Entspannungskammer und verursacht Probleme während des
Trans ports. Diese Probleme werden größer, wenn die Menge der Comonomeren
größer wird.
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Aus
diesem Grund ist im Stand der Technik die Polymerisation hauptsächlich unter
Anwendung von Gasphasenprozessen durchgeführt worden. Diese Prozesse
sind daher für
die Produktion von klebrigen, allerdings fluidisierbaren Produkten
(
EP 0237003 ) und für kautschukartige
Produkte, z. B. EPR und EP-DM ((
EP
0 614 917 ) vorgeschlagen worden. Bei diesen Verfahren reicht
die Gasgeschwindigkeit des Wirbelbettreaktors aus, damit die Teilchen
sich trennen und als Fluid fungieren können. Allerdings wird das Polymer
im Wirbelbettreaktor im Wesentlichen in einem Verschlussstopfenmodus durchgeführt.
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Allerdings
ergibt sich ein Problem bei den Gasphasenreaktoren durch ihre langen
Verweilzeiten, was lange Übergangszeiten
und möglicherweise Produktionsverluste
bedeutet. Dieses trifft insbesondere auf Multireaktorprozesse zu.
Die Katalysatorproduktivität
in einem Gasphasenprozess ist gering, was höhere Katalysator- und Produktionsverluste
bedeutet.
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Um
den Nutzen aus den verschiedenen Vorteilen der Aufschlämmungsmassen-
und Gasphasenreaktoren zu ziehen, sind im Stand der Technik einige
Kombinationen aus Massen- und Gasphasenreaktoren für die Herstellung
von Propylencopolymeren vorgeschlagen worden. Allerdings erfüllt bis
heute keines der Verfahren der Technik die Erfordernisse für die Flexibilität und geringe
Produktionskosten, die durch die Herstellung großer Varietäten von Polyolefinqualitäten unter
Anwendung einer und der gleichen Verfahrenskonfiguration vorgegeben
werden. Insbesondere beeinträchtigt
die Rückführung von ziemlich
großen
Mengen an nicht umgesetzten Monomeren in den Aufschlämmungsreaktor,
was ein typisches Merkmal der bekannten Verfahren ist, die Dynamik
des Schleifenreaktors und bremst somit den Übergang zu neuen Produktqualitäten.
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Ein
verbessertes Zweistufenverfahren für die Polymerisation von Propylen
in einer Kombination aus einem Schleifenreaktor und einem Gasphasenreaktor
ist im US-Patent Nr. 4,740,550 beschrieben. Die Hauptaufgabe von
US 4,740,550 besteht darin, ein
Verfahren zur Herstellung eines Blockcopolymers hoher Qualität zur Verfügung zu
stellen, indem das Homopolymer mit einer engen Verweilzeitverteilung in
die Blockcopolymerisationsstufe geführt wird. Das beschriebene
Verfahren umfasst die folgenden Stufen: eine erste Stufe, die aus
der Homopolymerisation in einem Massenschleifenreaktor besteht,
eine zweite Stufe der Homopolymerisation in einem Gasphasenreaktor,
wobei in einem Cyclon zwischen der ersten und zweiten Stufe feine
Teilchen entfernt werden und schließlich eine Stoßcopolymerisation
in einem zusätzlichen
Gasphasenreaktor.
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Bevor
das Polymerisationsprodukt des Schleifenreaktors in die Gasphase
geleitet wird, wird die Fraktion mit feinen Teilchen entfernt und
in den Schleifenreaktor zurück
zirkuliert. Zusammen mit den feinen Teilchen wird ein Teil der Monomere
aus dem Gasphasenreaktor direkt in den Schleifenreaktor der ersten
Stufe rückgeführt.
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Es
gibt einige beträchtliche
Probleme bei diesem Stand der Technik. Wenn nämlich alle feinen Teilchen
von dem Reaktoraus lass des Schleifenreaktors entfernt und zurück in den
Schleifenreaktor zirkuliert werden, gibt es ein beträchtliches
Risiko dahingehend, dass der Schleifenreaktor möglicherweise mit inaktivem
Katalysator oder schwach polymerisierten toten Teilchen gefüllt wird.
Wenn andererseits ein Teil des Stroms der feinen Teilchen mit dem
Produkt aus dem letzten Reaktor kombiniert würde, könnte dieses Inhomogenitätsprobleme
beim Entprodukt verursachen. Wenn weiterhin ein Teil des Stroms
der feinen Teilchen getrennt gesammelt und mit einem getrennten
Homopolymer, wie dieses ebenfalls in der
US 4,740,550 vorgeschlagen wird, vermischt
wird, führt
dieses zu einem komplizierten und wirtschaftlich nicht akzeptablen
Vorgang.
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Zusammenfassung
der Erfindung
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Es
ist eine Aufgabe der vorliegenden Erfindung, die Probleme des Standes
der Technik hinsichtlich der Ein- und Vielfachreaktorverfahren zu
beseitigen, und ein neues Verfahren zur Herstellung von Propylencopolymeren
zur Verfügung
zu stellen.
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Es
ist eine weitere Aufgabe der Erfindung, ein hochvielseitiges Verfahren
zur Verfügung
zu stellen, das für
die Herstellung eines großen
Bereichs verschiedener Copolymerprodukte des Propylens angewendet
werden kann.
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Diese
und andere Aufgaben, zusammen mit deren Vorteilen gegenüber bekannten
Verfahren, was aus der nachfolgenden Spezifikation ersichtlich wird,
wurden durch die Erfindung, wie sie nachfolgend beschrieben und
beansprucht wird, gelöst.
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Das
erfindungsgemäße Verfahren
basiert auf einer Kombination aus mindestens einem Aufschlämmungsreaktor
und mindestens einem Gasphasenreaktor, die in Serie in dieser Reihenfolge
verbunden sind, um eine Kaskade zu bilden, wobei der Aufschlämmungsreaktor
ein Schleifenreaktor oder ein kontinuierlicher oder ein einfacher
diskontinuierlicher Rührtankreaktor
ist. Die Propylencopolymere werden in Gegensatz eines Katalysators
bei erhöhter Temperatur
von 60 bis 85°C
und einem Druck von 30– 100
bar hergestellt. Erfindungsgemäß wird das Polymerisationsprodukt
aus mindestens einem Aufschlämmungsreaktor,
der die nicht umgesetzten Monomere enthält, in den ersten Gasphasenreaktor
geleitet, wobei nur eine minimale oder keine Rückführung des Monomers zurück in den
Aufschlämmungsreaktor
erfolgt. Im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung ist festgestellt
worden, dass Stoßcopolymere
hoher Qualität
in einer Zweistufenhomopolymerisation, gefolgt von einer Stoßcopolymerisationsstufe,
hergestellt werden können,
ohne dass irgendwelche feinen Teilchen entfernt und zirkuliert, entweder
nach der Copolymerisation der ersten oder zweiten Stufe, werden.
In der vorliegenden Erfindung ist es möglich, die Zirkulationsmenge
zu minimieren, indem die spezifische Abfolge der Reaktoren angewendet
wird und die relativen Mengen, die in jedem Reaktor hergestellt
werden, mit dieser Aufgabe im Sinn gewählt werden.
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Mindestens
10% des Polymerprodukts wird in dem (den) Gasphasenreaktor(en) hergestellt.
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Die
Verweilzeit im Aufschlämmungsreaktor muss
mindestens 10 Minuten betragen.
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Insbesondere
ist das erfindungsgemäße Verfahren
hauptsächlich
durch das charakterisiert, was im Kennzeichen von Anspruch 1 aufgeführt ist.
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Mit
der Erfindung erreicht man eine Anzahl von beträchtlichen Vorteilen. Mit der
vorliegenden Anordnung ist festgestellt worden, dass die Monomere,
die in den ersten Reaktor geleitet werden, zu einem großen Teil
oder sogar vollständig
im (in den) Gasphasenreaktor(en) nach dem Aufschlämmungsreaktor
verbraucht werden können.
Dieses ist aufgrund des Gasphasenvorgangs mit einer kleinen Menge
von Gas, das mit dem Polymerprodukt entweicht, möglich. Die Schleifenreaktordynamik
in der Kaskade schafft schnelle Übergänge und
eine hohe Produktivität.
Schnelle Inbetriebnahmen sind ebenfalls möglich, weil das Gasphasenbettmaterial
direkt vom Schleifenreaktor erhältlich
ist. Mit der Schleifen- und Gasphasenreaktorkaskade ist es möglich, eine große Varietät von verschieden
breiten Molekulargewichtsverteilungen oder bimodalen Produkten herzustellen.
Der mindestens eine Gasphasenreaktor schafft eine hohe Flexibilität des Reaktionsratenverhältnisses
zwischen dem ersten und dem zweiten Teil des Produkts, was auf den
einstellbaren Bettpegel und Reaktionsrate zurückzuführen ist. Des weiteren ist
es mit dem Gasphasenreaktor ohne Löslichkeitsgrenzen möglich, Polymere
mit einem hohen und sehr hohen Comonomergehalt herzustellen.
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Die
Schleifen-Gasphasen-Reaktorkombination weisen stark reduzierte Verweilzeiten
und Produktionsverluste im Vergleich mit Gasphasen-Gasphasen-Vielfachreaktorprozessen
auf.
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Kurze Beschreibung
der Zeichnungen
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1 zeigt auf schematische
Weise den Prozessablauf einer ersten bevorzugten Ausführungsform
der Erfindung und
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2 zeigt in schematischer
Weise den Prozessablauf einer zweiten bevorzugten Ausführungsform
der Erfindung.
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Detaillierte
Beschreibung der Erfindung
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Definitionen
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In
der vorliegenden Erfindung bedeutet "Aufschlämmungsreaktor" jeder Reaktor, wie
ein kontinuierlicher oder ein einfacher Rührtankreaktor oder Schleifenreaktor,
die in der Masse oder in der Aufschlämmung arbeiten, und worin das
Polymer in Teilchenform gebildet wird. "Masse" bedeutet eine Polymerisation in einem
Reaktionsmedium, das mindestens 60 Gew-% Monomer umfasst. Nach einer
bevorzugten Ausführungsform
umfasst der Aufschlämmungsreaktor
ein Massenschleifenreaktor.
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Mit "Gasphasenreaktor" ist jeder mechanisch
gemischte Reaktor oder Wirbelbettreaktor gemeint. Bevorzugt umfasst
der Gasphasenreaktor einen mechanisch bewegten Wirbelbettreaktor
mit Gasgeschwindigkeiten von mindestens 0,2 m/s.
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"Hochtemperaturpolymerisation" steht für Polymerisationstemperaturen
oberhalb einer Grenztemperatur von 80°C, von der bekannt ist, dass
sie für
Katalysatoren mit hoher Ausbeute des Standes der Technik nachteilig
ist. Bei hohen Temperaturen kann die Stereospezifität des Katalysators
und die Morphologie des Polymerpulvers verloren gehen. Dieses findet
nicht mit dem besonders bevorzugten Katalysatortyp, der in der Erfindung
verwendet wird und nachfolgend beschrieben wird, statt. Die Polymerisation
bei dieser hohen Temperatur findet oberhalb der Grenztemperatur
und unterhalb der entsprechenden kritischen Temperatur des Reaktionsmediums
statt.
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Mit "Direktzuführung" ist ein Verfahren
gemeint, worin der Inhalt eines Aufschlämmungsreaktors, der das Polymerisationsprodukt
und das Reaktionsmedium umfasst, direkt in das Wirbelbett eines Gasphasenreaktors
geleitet wird.
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"Reaktionszone" steht für einen
oder mehrere Reaktoren des gleichen Typs der den gleichen Typ oder
Eigenschaften des Polymers, in Serie geschaltet, produziert.
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Das gesamte
Verfahren
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Die
vorliegende Erfindung betrifft ein Vielstufenverfahren, das aus
einer Massenreaktionszone mit mindestens einem Aufschlämmungsreaktor
und einer Gasphasenreaktionszone mit mindestens einem Gasreaktor
in Kaskade nach dem mindestens einen Aufschlämmungsreaktor besteht, mit
einer maximalen oder keiner Rückführung des
Monomers zurück
in den ersten Reaktor und mit direkter Zuführung oder indirekter Zuführung in
die Gasphase für
die Homo- oder Copolymerisation von Propylen.
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Bei
dem Direktzuführungsverfahren
werden der Inhalt des Aufschlämmungsreaktors,
das Polymerisationsprodukt und Reaktionsmedium, direkt in den Wirbelbettreaktor
geführt.
Der Produktauslass vom Aufschlämmungsreaktor
kann diskontinuierlich oder bevorzugt kontinuierlich sein. Die Aufschlämmung wird
als solche ohne Abtrennung irgendeines Gases oder von Teilchenströmen, die
auf unterschiedlichen Teilchengrößen basieren,
geführt.
Es werden keine Teilchen in den vorhergehenden Reaktor rückgeführt. Wahlweise
kann die Leitung zwischen dem Aufschlämmungsreaktor und dem Gasphasenreaktor
erhitzt werden, um nur einen Teil oder das ganze Reaktionsmedium
zu verdampfen, bevor es in das Polymerbett des Gasphasenreaktors
eintritt.
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Die
Reaktion wird in dem (den) Gasphasenreaktor(en) fortgesetzt. Das
gesamte oder praktisch das gesamte (mindestens etwa 90%) Monomer,
das in die Gasphase vom Aufschlämmungsreaktor
eintritt, ist Teil des Reaktorgasbestands, bis es in das Polymer
umgewandelt wird.
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In
dem Zweireaktorbetrieb tritt das Polymer, das den Gasphasenreaktor
mit dem Auslasssystem verlässt,
in eine Fest/Gas-Trennungseinheit
ein. Das Polymer vom Boden wird zu weiteren Prozessstufen geführt, und
das Gas wird komprimiert und zurück
in den Gasphasenreaktor nach Reinigungsschritten zirkuliert. Typischerweise
werden bei diesen Reinigungsstufen leichte Inertstoffe, wie Methan
und Ethan, und schwere Inertstoffe, wie Propan und Oligomere, entfernt.
Die Reinigung kann durch Destillation oder Membrantrennung durchgeführt werden. Bei
der Destillation werden die Monomere zurück in den Gasphasenreaktor
hauptsächlich
als Flüssigkeit zirkuliert.
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Beim
Dreireaktorbetrieb tritt das Polymer, das den ersten Gasphasenreaktor
mit dem Auslasssystem verlässt,
in eine Fest/Gas-Trennungseinheit ein. Das Polymer vom Boden wird
weiterhin in einen zweiten Gasphasenreaktor geführt, und das Gas wird komprimiert
und in den ersten Gasphasenreaktor nach Rei nigungsstufen zurück zirkuliert.
Bei diesen Reinigungsstufen werden typischerweise leichte Inertstoffe,
wie Methan und Ethan und schwerere Inertstoffe, wie Propan und Oligomere,
entfernt. Die Reinigung kann durch Destillation oder Membrantrennung
durchgeführt
werden. Bei der Destillation werden die Monomere in den Gasphasenreaktor
hauptsächlich
als Flüssigkeit
zurück
zirkuliert.
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Wahlweise
tritt beim Dreireaktorbetrieb, das Polymer, das den ersten Gasphasenreaktor
mit dem Auslasssystem verlässt,
in den zweiten Gasphasenreaktor direkt mit dem begleitenden Gas
ein.
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Beim
Dreireaktorbetrieb tritt das Polymer, das den zweiten Gasphasenreaktor
mit dem Auslasssystem verlässt,
in eine Fest/Gas-Trennungseinheit ein. Das Polymer vom Boden wird
zu weiteren Prozessstufen geführt,
und das Gas wird komprimiert und teilweise in den zweiten Gasphasenreaktor
direkt, zum Teil nach den Reinigungsstufen, zurück zirkuliert. Typischerweise
werden bei diesen Reinigungsstufen leichte Inertstoffe, wie Methan
und Ethan, und schwere Inertstoffe, wie Propan und Oligomere, entfernt.
Die Reinigung kann durch Destillation oder Membrantrennung erfolgen.
Bei der Destillation wird ein ethylenreicher Strom zurück in den zweiten
Gasphasenreaktor zirkuliert, und ein Propylen-Propan-Strom wird
zu Stufen für
die Entfernung von Propan und Oligomeren geführt.
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Die
Polymerisationsprodukte werden unter Anwendung eines Katalysators
erhalten. Der Katalysator kann jeder Katalysator sein, der eine
adäquate Aktivität bei erhöhter Temperatur
erbringt. Das bevorzugt angewendete Katalysatorsystem umfasst einen Ziegler-Natta-Katalysator
mit einer Katalysatorkomponente, eine Cokatalysator-Komponente,
einem externen Donor und wahlweise einem internen Donor. Ein anderes
bevorzugtes Katalysatorsystem ist ein Katalysator auf Metallocenbasis,
d. h., ein solcher mit einer verbrückten Ligandenstruktur, der
eine hohe Stereoselektivität
ergibt und auf einem Träger
oder Substrat in Form eines aktivierten Komplexes imprägniert ist.
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Die
Polymerisationstemperatur beträgt
60 bis 85°C.
Der Aufschlämmungsreaktor
wird bei erhöhtem
Druck bei mindestens 30 bar bis zu 100 bar betrieben, und der (die)
Gasphasenreaktor(en) bei mindestens 10 bar bis zum Taupunktdruck.
Alternativ kann jeder Reaktor der Reaktoren in Serie oberhalb der
kritischen Temperatur und Druck betrieben werden.
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Propylen
und ein oder mehrere andere C2-C16-Olefine, z. B. Ethylen, 1-Buten, 4-Methyl-1-penten,
3-Methyl-1-buten, 1-Hexen, 1-Octen, 1-Decen, Diene oder cyclische
Olefine, z. B. Vinylcyclohexan oder Cyclopenten, werden einer Polymerisation
und Copolymersation unterworfen, in einer Vielzahl von Polymerisationsreaktoren,
die in Serie verbunden sind. Das (die) Comonomerolefin(e) können in
jedem der Reaktoren verwendet werden. Verschiedene Mengen Wasserstoff
können
als Molmassenmodifikator oder Regulator in irgendeinem oder jedem
Reaktor verwendet werden.
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Die
gewünschten
Propylencopolymere können
aus der Produkttrennvorrichtung der Gasphasenreaktionszone gewonnen
werden.
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Der Katalysator
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Die
Polymerisationsprodukte werden unter Verwendung eines Katalysators
erhalten. Als Katalysator kann jeder stereospezifi sche Katalysator
für Propylen
verwendet werden, der eine hohe Ausbeute und geeignete Polymereigenschaften,
z. B. Isotaktizität
und Morphologie bei der hohen Temperatur und eine mögliche super-kritische
Polymerisation aufweist. Das bevorzugt angewendete Katalysatorsystem
umfasst einen Ziegler-Natta-Katalysator
in hoher Ausbeute mit einer Katalysatorkomponente, einer Cokatalysatorkomponente,
wahlweise einem externen und einem internen Donor. Ein anderes bevorzugtes
Katalysatorsystem ist ein Metallocenkatalysator mit einer verbrückten Ligandenstruktur,
der eine hohe Stereoselektivität
ergibt und der einen aktiven Komplex imprägniert auf einem Träger, aufweist. Schließlich ist
der Katalysator bevorzugt irgendein anderer Katalysator, der eine
adäquate
Aktivität
bei erhöhter
Temperatur aufweist.
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Beispiele
für geeignete
Systeme sind beispielsweise im US-Patent und 5,234,879,
EP 627,449 , WO 92/19653 und WO 92/19659
beschrieben.
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Ein
besonders bevorzugter Katalysator, der in der vorliegenden Erfindung
verwendet werden kann, ist in der WO 92/19653 beschrieben. Ein anderer
bevorzugter Katalysator ist in der WO 98/12234 beschrieben. Weitere
bevorzugte Katalysatoren sind in der WO 97/36938 und WO 97/36939
beschrieben.
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Vorpolymerisation
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Der
Katalysator kann vorpolymerisiert werden, bevor er in den ersten
Polymerisationsreaktor der Serie geleitet wird. Während der
Vorpolymerisation werden die Katalysatorkomponente mit einem Monomer,
wie einem Olefinmonomer, in Kontakt gebracht, be vor sie in den Reaktor
geführt
werden. Beispiele für
geeignete Systeme sind beispielsweise in der
EP 886 655 beschrieben.
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Es
ist ebenfalls möglich,
die Vorpolymerisation in Gegenwart einer viskosen Substanz, wie
einem Olefinwachs, durchzuführen,
um einen vorpolymerisierten Katalysator, der während der Lagerung und Handhabung
stabil ist, zur Verfügung
zu stellen. Der in Wachs vorpolymerisierte Katalysator ermöglicht eine
einfache Dosierung des Katalysators in die Polymerisationsreaktoren.
Beispiele für
geeignete Systeme sind beispielsweise in der
EP 607 703 beschrieben. Typischerweise
wird etwa 1 Teil Katalysator für maximal
4 Teile Polymer verwendet.
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Das
für die
Vorpolymerisation verwendete Monomer kann aus der Gruppe gewählt sein,
die aus Propylen, 1-Buten, 4-Methyl-1-penten, 3-Methyl-1-buten, Vinylcyclohexan,
Cyclopenten, 1-Hexen,
1-Octen und 1-Decen gewählt
sind.
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Die
Vorpolymerisation kann diskontinuierlich in Wachs oder in einem
kontinuierlichen Vorpolymerisationsreaktor oder in einem kontinuierlichen
Vorpolymerisationsreaktor vom Plug-flow-Typ durchgeführt werden.
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Polymerisation
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Die
Erfindung basiert auf der Kombination aus mindestens einem Aufschlämmungsreaktor
und mindestens einem Gasphasenreaktor, die in Serie verbunden sind,
was auch eine Kaskade genannt wird.
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Die
Ausrüstung
in der Polymerisationsstufe kann Polymerisationsreaktoren von jedem
geeigneten Typ umfassen. Der Aufschlämmungsreaktor kann jeder kontinuierliche
oder einfache Rührtankreaktor oder
Schleifenreaktor, der in Masse oder in der Aufschlämmung arbeitet,
sein, wobei sich das Polymer in Teilchenform im Reaktor bildet.
Masse bedeutet eine Polymerisation in einem Reaktionsmedium, das mindestens
60% (G/G) Monomer umfasst. Der Gasphasenreaktor kann jeder mechanisch
gemischte Reaktor oder Wirbelbettreaktor sein. Erfindungsgemäß ist der
Aufschlämmungsreaktor
bevorzugt ein Massenschleifenreaktor, und der Gasphasenreaktor ist
ein Wirbelbettreaktor mit einem mechanischen Rührer.
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Jeder
Reaktor im Verfahren kann ein super kritischer Polymerisationsreaktor
sein.
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Die
Produktionsaufspaltung zwischen dem Aufschlämmungsreaktor und dem (den)
ersten Gasphasenreaktor(en) beträgt
65 : 35–50
: 50, wenn eine Monomerrückführung zurück in den
Aufschlämmungsreaktor
erlaubt ist. Im Gegensatz dazu beträgt die Produktionsaufspaltung
zwischen dem Aufschlämmungsreaktor
und dem(den) Gasphasenreaktor(en) weniger als oder gleich 50 : 50,
wenn keine Rückführung in
den Aufschlämmungsreaktor
erforderlich ist. In allen Fällen
beträgt
die Produktionsaufspaltung mehr als 10 : 90. Demzufolge werden nach einer
bevorzugten Ausführungsform
10–50
Gew-% des Polymers in der Aufschlämmungsreaktionszone hergestellt,
und es wird kein Monomer in die Aufschlämmungsreaktorzone rückgeführt. Wenn
50% bis 65% des Polymers in der Aufschlämmungsreaktionszone hergestellt
werden, muss eine kleine Monomermenge des Monomers in den Aufschlämmungsreaktor
von der Gasphasenreaktionszone rückgeführt werden.
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Erfindungsgemäß umfasst
das Polymerisationsverfahren mindestens die folgenden Stufen:
- – Polymerisation
oder Copolymerisation in einer ersten Aufschlämmungspolymerisationszone oder
Reaktor von Propylen und wahlweise anderen Olefinen,
- – Gewinnen
des ersten Polymerisationsprodukts aus der ersten Reaktionszone
mit dem Medium,
- – Direkte
oder indirekte Zuführung
des ersten Polymerisationsprodukts in eine Gasphasenpolymerisationszone
oder Reaktor,
- – wahlweises
Zuführen
von weiterem Propylen und/oder Comonomer(en) in die zweite Reaktionszone,
- – Durchführen einer
zweiten Polymerisation mit einem Überchuss Propylen und/oder
Comonomeren von der ersten Zone und weiterem Propylen und/oder Comonomer(en)
in Gegenwart des ersten Polymerisationsprodukts, um ein zweites
Polymerisationsprodukt aus der zweiten Reaktionszone zu gewinnen
und
- – Trennen
und Gewinnen des Polypropylens aus dem zweiten Reaktionsprodukt.
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Zusätzlich kann
das Verfahren ebenfalls eine oder mehrere der folgenden zusätzlichen
Stufen aufweisen:
- – Vorpolymerisieren des Katalysators
mit einem oder mehreren Monomer(en),
- – Trennen
des Gases von dem zweiten Reaktionszonenprodukts,
- – Zuführen des
gewonnenen Polymerisationsprodukts der früheren Zonen in eine dritte
oder vierte Reaktionszone oder Reaktor,
- – Wahlweises
Zuführen
von weiterem Propylen und/oder Comonomer(en) in die dritte und vierte Reaktionszone,
- – Durchführen einer
dritten und vierten Polymerisationsreaktion mit überschüssigem Propylen und/oder Comonomer(en)
und zusätzlichem
Propylen und/oder Comonomer in Gegenwart des Polymerisationsprodukts
der früheren
Zonen, um ein drittes oder viertes Polymerisationsprodukt herzustellen
und
- – Gewinnen
des Polymerisationsprodukts aus der dritten oder vierten Reaktionszone
und
- – Trennen
und Gewinnen des Polypropylens aus dem dritten oder vierten Reaktionsprodukt.
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In
der ersten Stufe des Verfahrens wird Propylen mit wahlweise Comonomer(en)
zusammen mit dem aktivierten Katalysatorkomplex und wahlweise Cokatalysator
und anderen Hilfskomponenten in den ersten Polymerisationsreaktor
geführt.
Der Katalysator kann vorpolymerisiert sein, oder er wird vor der Zuführung in
das Verfahren vorpolymerisiert. Zusammen mit den zuvor erwähnten Komponenten
kann Wasserstoff als Molmassenregulator in den Reaktor in einer
Menge zugeführt
werden, die erforderlich ist, um die gewünschte Molmasse des Polymeren
zu erreichen. Bei der Ausführungsform,
wo keine Zirkulation zurück
in den Aufschlämmungsreaktor
erfolgt, wird nur frisches Monomer in den ersten Reaktor geführt.
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Alternativ
kann, bei der Ausführungsform
einer minimalen Rückführung des
Monomers zurück
in den Aufschlämmungsreaktor,
das Gut des Reaktors aus dem rückgeführten Monomer
aus dem (den) folgenden Reaktor(en), das durch ein Gewinnungssystem,
falls überhaupt,
geführt
wurde, zusammen mit hinzugefügtem
frischen Monomer, Wasserstoff, wahlweise Comonomer(en) und Katalysatorkomponenten bestehen.
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In
allen Ausführungsformen
polymerisierte der aktivierte Katalysatorkomplex in Gegenwart des Propylens,
der wahlweisen Comonomer(en), des Cokatalysators und anderen Hilfskomponenten
und bildet ein Produkt in Teilchenform, das heißt, Polymerteilchen, die in
der Flüssigkeit,
die im Reaktor zirkuliert, suspendiert werden.
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Das
Polymerisationsmedium umfasst typischerweise das Monomer und wahlweise
einen Kohlenwasserstoff, und das Fluid ist entweder flüssig oder
gasförmig.
Im Fall des Aufschlämmungsreaktors,
insbesondere eines Schleifenreaktors, ist das Fluid flüssig, und
die Polymersuspension wird kontinuierlich durch den Aufschlämmungsreaktor
zirkuliert, wobei mehr Polymersuspension in Teilchenform im Kohlenwasserstoffmedium
oder Monomer hergestellt wird. Nach einer bevorzugten Ausführungsform wird
die erste Polymerisation- oder Copolymerisationsreaktion in einem
Reaktionsmedium durchgeführt,
das hauptsächlich
aus Propylen besteht. Bevorzugt sind mindestens 60 Gew-% des Mediums Propylen.
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Die
Bedingungen des Aufschlämmungsreaktors
werden so gewählt,
dass mindestens 10 Gew-%, bevorzugt mindestens 20 Gew-%, der gesamten
Polymerisation im ersten Aufschlämmungsreaktor
polymerisiert werden. Die Temperatur liegt in einem Bereich von
60 bis 75°C,
und sogar mehr bevorzugt für Homopolymere
und hochstatistische Copolymere bei 75 bis 85°C und für Copolymere mit einem hohen
Comonomergehalt bei 60 bis 75°C.
Der Reaktionsdruck liegt in einem Bereich von 30 bis 100 bar, bevorzugt 35
bis 80 bar.
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In
der Aufschlämmungspolymerisationszone können mehr
als ein Reaktor in Serie verwendet werden. In diesem Fall wird die
Polymersuspension in einem inerten Kohlenwasserstoff oder im Monomer, das
im ersten Aufschlämmungsreaktor
hergestellt wurde, ohne Abtrennung der inerten Komponenten und Monomere
periodisch oder kontinuierlich in den folgenden Aufschlämmungsreaktor
geführt,
der bei einem geringeren Druck als der vorherige Aufschlämmungsreaktor
arbeitet.
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Die
Polymerisationshitze wird durch Kühlen des Reaktors mit einem
Kühlmantel
entfernt. Die Verweilzeit im Aufschlämmungsreaktor muss mindestens
10 Minuten, bevorzugt 20 bis 100 Minuten betragen, um einen ausreichenden
Polymerisationsgrad zu erhalten. Dieses ist notwendig, um Polymerausbeuten
von mindestens 40 kg PP/g Kat zu erreichen. Es ist ebenfalls vorteilhaft,
den Aufschlämmungsreaktor
mit hohen Feststoffkonzentrationen, z. B. 50% für Homopolymere und 35 bis 40%
für einige
Copolymere zu betreiben, wenn die Teilchen quellen. Wenn die Feststoffkonzentration
im Schleifenreaktor zu gering ist, erhöht sich die Menge des Reaktionsmediums,
das in die zweite Reaktionszone oder Gasphasenreaktor geführt wurde.
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Der
Inhalt des Aufschlämmungsreaktors, das
Polymerisationsprodukt und das Reaktionsmedium, wird direkt in das
Wirbelbett des nächsten
Gasphasenreaktors geführt.
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Der
zweite Reaktor ist bevorzugt ein Gasphasenreaktor, worin Propylen
und wahlweise Comonomer(e) in einem Reaktionsmedium, das aus Gas
oder Dampf besteht, polymerisiert.
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Der
Gasphasenreaktor kann ein normaler Wirbelbettreaktor sein, obwohl
auch andere Typen von Gasphasenreaktoren angewendet werden können. Bei
einem Wirbelbettreaktor besteht das Bett aus gebildeten und wachsenden
Polymerteilchen und noch aktivem Katalysator, der zusammen mit der Polymerfraktion
kommt. Das Bett wird in einem Wirbelzustand durch Einleiten gasförmiger Komponenten,
z. B. Monomer bei einer Fließrate
(mindestens 0,2 m/s) gehalten, so dass sich die Teilchen als Fluid verhalten.
Das Wirbelgas kann ebenfalls Inertgase, wie Stickstoff und ebenfalls
Wasserstoff als Modifikator enthalten. In der vorliegenden Erfindung
ist nicht zu empfehlen, nicht notwendige Inertgase zu verwenden,
die Probleme im Gewinnungsbereich verursachen können.
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Der
verwendete Gasphasenreaktor kann in einem Temperaturbereich von
50 bis 115°C,
bevorzugt zwischen 60 und 110°C
und einem Reaktionsdruck zwischen 10 und 40 bar betrieben werden,
und der Partialdruck des Monomers liegt bevorzugt zwischen 2 und
30 bar oder mehr, allerdings immer unterhalb des Taupunktdrucks.
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Nach
einer bevorzugten Ausführungsform wird
kein frisches Propylen in den ersten Gasphasenreaktor, außer dem,
was für
verschiedene Spülungen erforderlich
ist, geführt.
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Der
Druck des zweiten Polymerisationsprodukts mit dem gasförmigen Reaktionsmedium
wird dann nach dem ersten Gasphasenreaktor reduziert, um einen Teil
der gasförmigen
und möglicherwei se flüchtigen
Komponenten (z. B. schwere Comonomere und Verbindungen, die für Katalysatorzugaben verwendet
werden) des Produkts, z. B. in einem Entspannungstank, zu trennen.
Der Überkopfgasstrom wird
durch das Gewinnungssystem zurück
in den ersten Gasphasenreaktor oder teilweise in den ersten Gasphasenreaktor
und teilweise in den Aufschlämmumgsreaktor
zirkuliert. Einige Monomere, typischerweise die schweren Comonomere,
können
in die Massenreaktionszone rückgeführt werden.
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Nach
Bedarf kann das Polymerisationsprodukt in einen zweiten Gasphasenreaktor
geführt
werden und einer dritten Polymerisationsreaktion unterworfen werden,
um ein modifiziertes Polymerisationsprodukt herzustellen, aus dem
das Polypropylen abgetrennt und gewonnen wird. Die dritte Polymerisationsreaktion
wird in einem Gasphasenreaktor in Gegenwart von Comonomeren, die
dem dritten Polymerisationsprodukteigenschaften, z. B. Weichheit, verleiht,
durchgeführt.
-
Zusammenfassend,
im Hinblick auf das, was oben ausgeführt wurde, umfasst eine besonders
bevorzugte Ausführungsform
der Erfindung (1):
- – das
Polymerisieren von Propylen in einem Schleifenreaktor bei einem
Druck von 40 bis 80 bar, bei einer Temperatur von 80 bis 100°C, wobei Wasserstoff
verwendet wird, um die Molmasse des Polymerisationsprodukts zu steuern,
- – das
Gewinnen des Polymerisationsprodukts aus dem Schleifenreaktor und
die Zuführung
desselben in das Wirbelbett eines Gasphasenreaktors,
- – das
wahlweise Zuführen
weiteren Propylens und wahlweisen Comonomer in den Gasphasenreaktor,
- – die
wahlweise Zuführung
von weiterem Wasserstoff in den Gasphasenreaktor, um das Wasserstoff-zu-Propylen-Verhältnis zu
steuern, und die gewünschte
Molekülmasse
des Polymerisationsprodukts zur Verfügung zu stellen,
- – das
Gewinnen des Polymerisationsprodukts aus dem Gasphasenreaktor und
Zuleiten desselben in einen Entspannungstank, worin der Druck des Produkts
reduziert wird, um ein Überkopfprodukt herzustellen,
das im Wesentlichen nicht umgesetztes Propylen und Wasserstoff und
ein Bodenprodukt, das in erster Linie polymerisierte Feststoffe
enthält,
enthält,
- – das
Rückführen des Überkopfprodukts
oder mindestens eines Hauptteils davon in den Gasphasenreaktor über einen
Gewinnungsbereich und
- – das
Gewinnen des Polypropylenpolymers als Bodenprodukt des Entspannungstanks.
-
Nach
der zweiten, insbesondere bevorzugten Ausführungsform (1):
- – Propylen
und Comonomer(e), z. B. Ethylen oder 1-Buten oder beides, werden
in einem Schleifenreaktor bei einem Druck von 40 bis 80 bar, bei
einer Temperatur von 60 bis 80°C
polymerisiert, und es wird Wasserstoff verwendet, um ein Polymerisationsprodukt
mit der gewünschten
Molmasse zur Verfügung
zu stellen,
- – das
Polymerisationsprodukt aus dem Schleifenreaktor wird direkt in das
Wirbelbett eines Gasphasenreaktors geleitet,
- – wahlweise
werden zusätzliches
Propylen und Comonomer(e) in den Gasphasenreaktor geführt,
- – wahlweise
wird weiterer Wasserstoff in den Gasphasenreaktor geführt, um
das Wasserstoff-zu-Propylen-Verhältnis
zu steuern und die gewünschte
Molmasse des Polymerisationsprodukts zur Verfügung zu stellen,
- – das
Polymerisationsprodukt wird aus dem Gasphasenreaktor gewonnen und
in einen Entspannungstank geführt,
worin der Druck reduziert wird, um ein Überkopfprodukt herzustellen,
das im Wesentlichen nicht umgesetzte Monomere und Wasserstoff und
ein Bodenprodukt, das in erster Linie polymerisierte Feststoffe
enthält,
enthält,
- – das Überkopfprodukt
oder mindestens der Hauptteil davon wird in den Gasphasenreaktor über einen
Gewinnungsbereich rückgeführt und
- – das
Polypropylenpolymer wird als Bodenprodukt des Entspannungstanks
gewonnen.
-
Nach
der dritten, insbesondere bevorzugten Ausführungsform (2):
- – Propylen
und wahlweise Comonomere werden in einem Schleifenreaktor bei einem
Druck von 40 bis 80 bar bei einer Temperatur von 60 bis 100°C polymerisiert
und Wasserstoff wird verwendet, um die Molmasse des Polymerisationsprodukts
zu steuern,
- – das
Polymerisationsprodukt aus dem Schleifenreaktor wird gewonnen und
in das Wirbelbett eines Gasphasenreaktors geführt,
- – wahlweise
zusätzliches
Propylen und wahlweise Comonomere werden in den Gasphasenreaktor geleitet,
- – zusätzlicher
Wasserstoff wird wahlweise in den Gasphasenreaktor geleitet, um
das Wasserstoff-zu-Propylen-Verhältnis zu
steuern und die gewünschte
Molmasse des Polymerisationsprodukts zur Verfügung zu stellen,
- – das
Polymerisationsprodukt aus dem ersten Gasphasenreaktor wird gewonnen
und in einen Zwischenentspannungstank geführt, worin der Druck des Produkts
reduziert wird, um ein Überkopfprodukt
herzustellen, das im Wesentlichen nicht umgesetzte(s) Monomer(e)
und Wasserstoff und ein Bodenprodukt, das in erster Linie polymerisierte
Feststoffe enthält,
enthält,
- – das Überkopfprodukt
oder mindestens ein Hauptteil davon wird in den ersten Gasphasenreaktor über einen
Gewinnungsbereich rückgeführt,
- – das
Polypropylenpolymer aus dem Boden des Zwischenentspannungstanks
wird zu einer dritten Polymerisationsreaktion über ein Polymerzuführungssystem
geführt,
- – die
dritte Polymerisationsreaktion wird in einem Gasphasenreaktor in
Gegenwart von Comonomeren durchgeführt,
- – das
Polymerisationsprodukt aus dem zweiten Gasphasenreaktor wird gewonnen
und in einen Entspannungstank geleitet, worin der Druck des Produkts
reduziert wird, um ein Überkopfprodukt herzustellen,
das im Wesentlichen nicht umgesetzte(s) Monomer(e) und Wasserstoff
und ein Bodenprodukt, das in erster Linie polymerisierte Feststoffe
enthält,
enthält,
- – wahlweise
kann das Polymerisationsprodukt aus der dritten Polymerisation direkt
oder über
einen Entspannungstank in einen dritten (vierten etc.) Gasphasenpolymerisationsreaktor
geführt werden,
worin die Polymerisation im Gegenwart von Comonomeren durchgeführt wird.
-
Diese
oben erwähnten
zwei bevorzugten Ausführungsformen
sind ebenfalls in den anliegenden Zeichnungen dargestellt, die eine
besondere Konfiguration der verwendeten Prozessausrüstung erlautern.
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Im
Hinblick auf die 1 kann
ausgeführt werden,
dass der Katalysator aus dem Reservoir 30 in die Zuführungsvorrichtung 31 zusammen
mit einem wahlweisen Verdünnungsmittel
aus der Leitung 32 geführt
wird. Die Zuführungsvorrichtung 31 führt die
Katalysator/Verdünnungsmittel-Mischung
in die Vorpolymeri sationskammer 1 über die Leitung 33. Monomer
wird durch 34 geführt,
und Cokatalysator und mögliche
Donoren können
in den Reaktor durch die Leitungen 35 geführt werden,
oder der Cokatalysator und Donor(en) werden vermischt und in die
Leitung 35 geführt.
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Aus
der Vorpolymerisationskammer 1 wird der vorpolymerisierte
Katalysator bevorzugt direkt durch die Leitung 36 entfernt
und in einen Schleifenreaktor 40 übertragen. Im Schleifenreaktor 40 wird die
Polymerisation durch Zugabe eines wahlweisen Verdünnungsmittels
aus der Leitung 32, des Monomers aus der Leitung 43,
Wasserstoff aus der Leitung 44 und eines wahlweisen Comonomers
aus der Leitung 45 durch die Leitung 46 fortgesetzt.
Ein wahlweiser Cokatalysator kann ebenfalls in den Schleifenreaktor 40 eingeführt werden.
Aus dem Schleifenreaktor 40 wird die Polymer-Kohlenwasserstoff-Mischung durch
eine oder mehrere Evakuierungsventile 47 geführt, was
beispielsweise in den FI-Patenten Nrn. 971368 oder 971367 beschrieben
ist. Es gibt eine direkte Produktübertragung 67 aus
dem Schleifenreaktor 40 in den Gasphasenreaktor 60.
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Im
unteren Teil des Gasphasenreaktors 60 gibt es ein Wirbelbett,
das aus Polymerteilchen besteht, die in einem verwirbelten Zustand
auf übliche Weise
gehalten werden, indem die Gase, die vom oberen Teil des Reaktors 60 durch
die Leitung 61, den Kompressor 62 und einen Wärmeaustauscher (nicht
gezeigt) entfernt werden, in den unteren Teil des Reaktors 60 auf übliche Weise
zirkuliert werden. Der Reaktor 60 ist vorteilhafter Weise,
allerdings nicht notwendigerweise, mit einem Mischer (in der WO
95/01831, in der Figur nicht gezeigt) ausgerüstet. In den unteren Teil des
Reaktors 60 können
in an sich bekannter Weise Monomere aus der Leitung 63, wahlweise
Comonomere aus der Leitung 64 und Wasserstoff aus der Leitung 65 geführt werden.
Das Produkt wird aus dem Reaktor 60 kontinuierlich oder periodisch über die Übertragungsleitung 66 in
den Entspannungstank 68 entfernt. Das Überkopfprodukt des Gewinnungssystems
wird in den Gasphasenreaktor über
ein Monomergewinnungssystem zirkuliert.
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Die
in 2 gezeigte Ausführungsform
unterscheidet von derjenigen in 1 nur
in der Weise, dass das Produkt aus dem Gasphasenreaktor 160 in den
zusätzlichen
Gasphasenreaktor 160b geführt wird. Die Polymerteilchen
werden aus dem Entspannungstank 168 und dem Polymerzuführungstank 150b durch
die Entfernungsleitung 152b in den Gasphasenreaktor 160b entfernt.
Der Gasphasenreaktor wird vorteilhafter Weise mit einem Mischer
(nicht gezeigt) ausgerüstet.
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Das
Kopfprodukt des Entspannungsseparators 168b wird teilweise
in den Gasphasenreaktor 160b und teilweise in das Monomergewinnungssystem
rückgeführt.
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In
beiden der oben dargestellten Ausführungsformen bedeuten die Bezugszeichen 70 und 170 Trennvorrichtungen,
wie eine Membraneinheit oder eine Abstreifkolonne, die in der Lage
sind, das rückgeführte Monomer
des (der) Gasphasenreaktors(en) (60, 160 und 160b)
oder der Separatoren (68, 168 und 168b)
von Wasserstoff und/oder leichten inerten Kohlenwasserstoffen, die
typischerweise einen niedrigeren Siedepunkt als das (die) Monomer(e)
aufweisen, zu befreien.
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Die Polymere
-
Die
erfindungsgemäß hergestellten
Produkte sind Polypropylencopolymere, einschließlich Polypropylenterpolymere.
Insbesondere ist es erfindungsgemäß möglich, hoch-statistische Copolymere,
die sehr weich sind, herzustellen. Die Copolymere enthalten mindestens
0,5 Gew-% eines Comonomers, insbesondere mindestens etwa 2 Gew-%
und bevorzugt bis zu 20 Gew-% eines Comonomers. Ein typischer Comonomergehalt
beträgt
etwa 2 bis 12 Gew-%. Ein wesentliches Merkmal der Erfindung ist die
hohe angewendete Polymerisationstemperatur, bevorzugt oberhalb 75°C, die eine
gleichmäßigere Comonomerverteilung
während
den Copolymerisationen schafft. Der Grad der Statistik, gemessen
durch FTIR, bei einer Polymerisationstemperatur von 60°C beträgt 69%,
bei 65°C
71% und bei einer Polymerisationstemperatur von 75% im ersten Reaktor
und 80% im zweiten Reaktor 74%.
-
Die
folgenden, nicht einschränkenden
Beispiele erläutern
die Prinzipien der vorliegenden Erfindung.
-
Beispiel 1
-
Eine
Anlage im Produktionsmaßstab
wurde simuliert, um kontinuierlich statisches PP-Polymer herzustellen.
Die Anlage umfasst einen Katalysator, Alkyl, Donor, Propylen- und
Ethylenzuführungssysteme,
einen Vorpolymerisationsreaktor, einen Schleifenreaktor und einen
Wirbelbett-Gasphasenreaktor (GPR).
-
Es
wurden Katalysator, Alkyl, Donor und Propylen in den Vorpolymerisationsreaktor
geführt.
Die Polymeraufschlämmung
aus dem Vorpolymerisationsreaktor wurde in einen Schleifenreaktor
geführt, in
den ebenfalls Ethylen, Wasserstoff und mehr Propylen geführt wurde.
Die Polymeraufschlämmung aus
dem Schleifenreaktor und zusätzlicher
Wasserstoff, Ethylen und Propylen wurden in den GPR geführt. Die
Produktion in den Reaktoren betrug 300 kg/h in der Vorpolymerisation,
15 t/h im Schleifenreaktor und 10 t/h im GPR.
-
Der
Vorpolymerisationsreaktor wurde bei einem Druck von 56 bar und einer
Temperatur von 20°C
betrieben. Der Schleifenreaktor wurde bei einem Druck von 55 bar
und einer Temperatur von 75°C
betrieben. Die MFR (2,16 kg, 230°C)
des hergestellten statistischen PP im Schleifenreaktor wurde auf
7 eingestellt, durch Einstellen der Wasserstoffzuführung, und
der Ethylengehalt wurde bei 3,5% G/G über eine Ethylenzuführung eingestellt.
-
Der
GPR wurde bei einem Druck von 35 bar und einer Temperatur von 80°C betrieben.
Die MFR (2,16 kg/230°C)
des statischen PP, das aus dem GPR entnommen wurde, wurde auf 7 über den
Partialdruck des Wasserstoffs eingestellt, und der Ethylengehalt
wurde auf 3,5% G/G über
den Partialdruck von Ethylen eingestellt. Es wurden 5 t/h Propen
und 33 kg/h Ethylen aus dem GPR-Auslass zurück in den Schleifenreaktor
rezirkuliert. Die Durchlaufumwandlungen von Propylen und Ethylen
betrugen 83% bzw. 96%.
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Beispiel 2
-
Eine
kontinuierlich betriebene Pilotanlage wird dafür eingesetzt, um PP-Copolymer
mit guten Stoß-
und Kriecheigenschaften herzustellen. Die Anlage umfasst einen Katalysator,
Alkyl, Donor, Propylen- und Ethylenzuführungssysteme, einen Vorpolyme risationsreaktor,
einen Schleifenreaktor und zwei Wirbelbett-Gasphasenreaktoren (GPR).
-
Katalysator,
Alkyl, Donor und Propylen werden in den Vorpolymerisationsreaktor
geführt.
Die Polyaufschlämmung
aus dem Vorpolymerisationsreaktor wird in einem Schleifenreaktor
geführt,
in den ebenfalls Wasserstoff, Ethylen und zusätzliches Propylen geführt wird.
-
Die
Polymeraufschlämmung
aus dem Schleifenreaktor und zusätzlicher
Wasserstoff und Propylen werden in den ersten GPR geführt. Das
Polymer aus dem ersten GPR wird in den zweiten GPR geführt. Ethylen,
etwas Wasserstoff und zusätzliches Propylen
wurden in den zweiten GPR geführt.
Das gebildete Polymer und nicht umgesetztes Propylen wurden nach
der Entfernung aus dem zweiten GPR abgetrennt.
-
Der
verwendete Katalysator ist ein hoch aktiver und stereospezifischer
ZN-Katalysator, der nach dem US-Patent Nr. 5,234,879 hergestellt
ist. Der Katalysator wird mit Triethylaluminium (TEA) und Dicyclopentyldimethoxysilan
(DCPDMS) (Al/Ti-Verhältnis beträgt 150 und
Al/Do 10 (Mol)) in Kontakt gebracht, bevor er in den Vorpolymerisationsreaktor
geführt wird.
-
Der
Katalysator wird nach dem US-Patent Nr. 5,385,992 in den Schleifenreaktor
geführt,
wobei dieser mit Propylen gespült
wird. Der Vorpolymerisationsreaktor wird bei einem Druck von 51
bar und einer Temperatur von 20°C
und einer mittleren Verweilzeit des Katalysators von bis zu 7 Minuten
betrieben.
-
Der
Schleifenreaktor wird bei einem Druck von 50 bar, einer Temperatur
von 75°C
und einer mittleren Verweilzeit des Katalysators während einer Stunde
betrieben. Die MFR (2,16 kg/230°C)
des hergestellten statistischen PP-Polymers im Schleifenreaktor
wird über
die Wasserstoffzuführung
so gesteuert, dass sie 7 beträgt.
Der Ethylengehalt wird über die
Ethylenzuführung
auf 3,5% G/G gesteuert.
-
Die
Polymeraufschlämmung
aus dem Schleifenreaktor wird in den ersten GPR übertragen. Der erste GPR-Reaktor
wird bei einem Gesamtdruck von 29 bar und einem Partialdruck von
Propylen von 21 bar, einer Temperatur von 80°C und einer mittleren Verweilzeit
des Katalysators von 1,5 h betrieben. Die MFR (2,16 kg, 230°C) des statistischen
PP-Polymers, das aus dem GPR genommen wird, wird über den
Partialdruck des Wasserstoffs auf 10 gesteuert. Der Ethylengehalt
wird über
die Produktionsaufspaltung zwischen den Reaktoren auf 2% G/G gesteuert.
-
Das
Polymer aus dem ersten GPR wird in den zweiten GPR übertragen.
Der zweite GPR wird bei einem Gesamtdruck von 10 bar und einem Partialmonomerdruck
von 7 bar, einer Temperatur von 80°C und einer mittleren Verweilzeit
des Katalysators von 1,5 h betrieben. Die MFR (2,16 kg/230°C) des PP-Copolymers,
das aus dem GPR entnommen wurde, wurde unter Anwendung eines Wasserstoffpartialdrucks
auf 7 gesteuert. Der Ethylengehalt wird auf 10% G/G über den
Partialdruck von Ethylen eingestellt, wobei die Produktionsaufteilung
zwischen den Reaktoren gesteuert wurde.
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Die
gewünschten
Eigenschaften werden mit einer Produktionsaufspaltung, die 1% Vorpolymerisation,
40% im Schleifenreaktor und 40% im ersten GPR und 19% im zweiten
GPR umfasst, erreicht.
-
Beispiel 3
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Eine
Pilotanlage, die kontinuierlich betrieben wurde, wurde dafür verwendet,
sehr weiches PP-Copolymer herzustellen. Die Anlage umfasst einen
Katalysator, Alkyl, Donor, Propylen- und Ethylenzuführungssysteme,
einen Vorpolymerisationsreaktor, einen Schleifenreaktor und einen
Wirbelbett-Gasphasenreaktor (GPR).
-
Katalysator,
Alkyl, Donor und Propylen wurden in den Vorpolymerisationsreaktor
geführt.
Die Polymeraufschlämmung
aus dem Vorpolymerisationsreaktor wurde in einen Schleifenreaktor
geführt, in
den ebenfalls Wasserstoff, Ethylen und zusätzliches Propylen geführt wurden.
-
Die
Polymeraufschlämmung
aus dem Schleifenreaktor und zusätzliches
Ethylen, Wasserstoff und Propylen wurden in den GPR geführt. Das gebildete
Polymer und nicht-umgesetzte Monomere wurden nach der Entfernung
aus dem GPR abgetrennt.
-
Der
eingesetzte Katalysator war ein hoch aktiver und stereospezifischer
ZN-Katalysator, der nach dem US-Patent 5,234,879 hergestellt ist.
Der Katalysator wurde mit Triethylaluminium (TEA) und Dicyclopentyldimethoxysilan
(DCP-DMS) (Al/Ti-Verhältnis betrug
150 und Al/Do 10 (Mol)) vor der Zuführung in den Vorpolymerisationsreaktor
in Kontakt gebracht.
-
Der
Katalysator wurde nach dem US-Patent US-5,385,992 in den Schleifenreaktor
geführt,
wobei er mit Propylen gespült
wurde. Der Vorpolymerisationsreaktor wurde bei einem Druck von 51
bar, einer Temperatur von 20°C
und einer mittleren Verweilzeit des Katalysators von 7 Minuten betrieben.
-
Der
Schleifenreaktor wurde bei einem Druck von 50 bar, einer Temperatur
von 75°C
und einer mittleren Verweilzeit des Katalysators von 1 h betrieben. Die
MFR (2,16 kg, 230°C)
des im Schleifenreaktor hergestellten statischen PP-Polymers wurde über die Wasserstoffzuführung auf
4 gesteuert. Der Ethylengehalt wurde über die Ethylenzuführung auf
3,8% G/G gesteuert.
-
Die
Polymeraufschlämmung
aus dem Schleifenreaktor wurde in den ersten GPR übertragen.
Der erste GPR-Reaktor wurde bei einem Gesamtdruck von 29 bar und
einem Propylenpartialdruck von 21 bar, einer Temperatur von 80°C und einer
mittleren Verweilzeit des Katalysators von 1,2 h betrieben. Die
MFR (2,16 kg, 230°C)
des statischen PP-Polymers, das aus dem GPR entnommen wurde, wurde
auf 2,5 über
den Wasserstoffpartialdruck gesteuert. Der Ethylengehalt wurde über die
Produktionsaufspaltung zwischen den Reaktoren und den Ethylenpartialdruck
auf 8% G/G gesteuert.
-
Die
gewünschten
Eigenschaften werden mit einer Produktionsaufspaltung von 1% in
der Vorpolymerisation, 45% im Schleifenreaktor und 55% im GPR erreicht.
-
Das
Polymer aus dem GPR könnte
in einen anderen GPR übertragen
werden, um noch weicheres PP-Copolymer herzustellen, wobei ein höherer Ethylenpartialdruck
im zweiten GPR angewendet wird.
-
Beispiel 4
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Eine
kontinuierlich betriebene Pilotanlage wurde dafür verwendet, um statisches
PP-Polymer herzustellen. Die Anlage umfasst einen Katalysator, Alkyl,
Donor, Propylen- und Ethylenzuführungssysteme,
einen Schleifenreaktor und einen Wirbelbettgasphasenreaktor (GPR).
Diese Komponenten werden in den Schleifenreaktor geführt. Die
Polymeraufschlämmung
aus dem Schleifenreaktor und zusätzlicher
Wasserstoff, Propylen und Ethylen wurden in den GPR geführt. Das
gebildete Polymer und nicht umgesetztes Propylen wurden nach der
Entfernung aus dem GPR abgetrennt.
-
Der
eingesetzte Katalysator war ein hoch aktiver und stereospezifischer
ZN-Katalysator, der nach dem US-Patent Nr. 5,234,879 hergestellt
wurde. Der Katalysator wurde mit Propylen (das Massenverhältnis von
PP/Kat betrug 10) im Batch nach der
EP 607,703 vorpolymerisiert.
Der vorpolymerisierte Katalysator wurde mit Triethylaluminium (TEA)
und Dicyclopentyldimethoxysilan (DCPDMS) (das Al/Ti-Verhältnis betrug
140 und Al/Do 10 (Mol)) vor der Zuführung in den Schleifenreaktor
in Kontakt gebracht.
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Der
Katalysator wurde nach dem US-Patent 5,385,992 in den Schleifenreaktor
geführt
und mit Propylen gespült.
Der Schleifenreaktor wurde bei einem Druck von 50 bar, einer Temperatur
von 75°C und
einer mittleren Verweilzeit des Katalysators von einer Stunde betrieben.
Die MFR (2,16 kg, 230°C) des
hergestellten statistischen PP-Polymers im Schleifenreaktor wurde über die
Wasserstoffzuführung
auf 4 gesteuert. Der Ethylengehalt wurde auf 3,5% G/G über die
Ethylenzuführung
gesteuert.
-
Die
Polymeraufschlämmung
aus dem Schleifenreaktor wurde in den GPR übertragen. Der GPR-Reaktor
wurde bei einem Gesamtdruck von 29 bar und einem Propylenpartialdruck
von 21 bar, einer Temperatur von 80°C und einer mittleren Verweilzeit des
Katalysators von 1,5 h betrieben. Die MFR (2,16 kg/230°C) des statistischen
PP-Polymers, das aus dem GPR entnommen wurde, wurde durch Steuerung
des Wasserstoffpartialdrucks eingestellt. Der Ethylengehalt wurde über den
Ethylenpartialdruck auf 3,5% G/G gesteuert. Die Produktionsaufspaltung zwischen
den Reaktoren betrug 55% im Schleifenreaktor und 75% im GPR.
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Beispiel 5
-
Eine
kontinuierlich betriebene Pilotanlage wurde dafür verwendet, um statisches
PP-Polymer herzustellen. Die Anlage umfasst einen Katalysator, Alkyl,
Donor, Propylen- und Ethylenzuführungssysteme,
einen Schleifenreaktor und einen Wirbelbettgasphasenreaktor (GPR).
Diese Komponenten wurden in den Schleifenreaktor geführt. Die
Polymeraufschlämmung
aus dem Schleifenreaktor und zusätzlicher
Wasserstoff und Propylen wurden in den GPR geführt. Das gebildete Polymer
und nicht umgesetztes Propylen wurden nach der Entfernung aus dem GPR
abgetrennt.
-
Der
verwendete Katalysator war ein hoch aktiver und stereospezifischer
ZN-Katalysator, der nach dem US-Patent Nr. 5,234,879 hergestellt
wurde. Der Katalysator wurde mit Propylen (das Massenverhältnis von
PP/Kat betrug 10) im Batch nach dem finnischen Patent Nr. 95387
vorpolymerisiert. Der vorpolymerisierte Katalysator wurde mit Triethylaluminium (TEA)
und Dicyclopentyldimethoxysilan (DCPDMS) (das Al/Ti-Verhältnis be trug
135 und Al/Do 10 (Mol)) vor der Zuführung in den Schleifenreaktor
in Kontakt gebracht.
-
Der
Katalysator wurde nach dem US-Patent Nr. 5,385,992 dem Schleifenreaktor
zugeführt
und mit Propylen gespült.
Der Schleifenreaktor wurde bei einem Druck von 50 bar, einer Temperatur
von 75°C und
einer mittleren Verweilzeit des Katalysators von 1 h betrieben.
Die MFR (2,16 kg/230°C)
des im Schleifenreaktor hergestellten statischen PP-Polymers wurde über die
Wasserstoffzuführung
auf 0,2 eingestellt. Der Ethylengehalt wurde über die Ethylenzuführung auf
3,5% G/G eingestellt.
-
Die
Polymeraufschlämmung
aus dem Schleifenreaktor wurde in den GPR übertragen. Der GPR-Reaktor
wurde bei einem Gesamtdruck von 29 bar und einem Propylenpartialdruck
von 21 bar, einer Temperatur von 80°C und einer mittleren Verweilzeit des
Katalysators von 1,5 h betrieben. Die MFR (2,16 kg, 230°C) des statistischen
PP-Polymers, das aus dem GPR entnommen wurde, wurde über den
Wasserstoffpartialdruck auf 3 gesteuert. Der Ethylengehalt wurde über die
Produktionsaufspaltung zwischen den Reaktoren auf 1,8% G/G gesteuert.
Der gewünschte
Ethylengehalt wurde durch Anwendung einer Produktionsaufspaltung
von 40% im Schleifenreaktor und 60% im GPR erreicht.
-
Die
Bezugszahlen beziehen sich auf die folgenden Teile der Ausrüstung:
-
- 1;
101
- Vorpolymerisationsreaktor
- 30;
130
- Katalysatorreservoir
- 31;
131
- Zuführungsvorrichtung
- 32;
132
- Verdünnungsmittel
(wahlweise)
- 33;
133
- Katalysator/Verdünnungsmittel-Mischung
- 34;
134
- Monomer
- 35;
135
- Cokatalysator
und mögliche
Donoren
- 40;
140
- Schleifenreaktor
- 42;
142
- Verdünnungsmittelzuführung (wahlweise)
- 43;
143
- Monomerzuführung
- 44;
144
- Wasserstoffzuführung
- 45;
145
- Comonomerzuführung (wahlweise)
- 46;
146
- zurück zum Schleifenreaktor 40; 140 durch 46; 146 die
Leitung
- 47;
147
- eine
oder mehrere Evakuierungsventile
- 150b
- Entspannungsseparator
- 152b
- Entfernungsleitung
- 60;
160; 160b
- Gasphasenreaktor
- 61;
161; 161b
- Gasübertragungsleitung
- 62;
162; 162b
- Kompressor
- 63;
163; 163b
- Monomerzuführung
- 64;
164; 164b
- Comonomerzuführung
- 65;
165; 165b
- Wasserstoffzuführung
- 66;
166; 166b
- Übertragungsleitung
- 67;
167
- Produktübertragungsleitung
- 68;
168
- Polymerproduktgewinnungssystem,
z. B. Entspannungstank
- 69;
169
- Gewinnungsleitung
- 70;
170
- Monomergewinnungssystem