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Gebiet der
Erfindung
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Die
vorliegende Erfindung bezieht sich auf die Polymerisation von olefinen
Monomeren. Allgemein betrifft die vorliegende Erfindung ein Verfahren zur
Herstellung von Homopolymeren und Copolymeren von Ethylen und Propylen
oder anderen Olefinen in einem Reaktorsystem, welches eine Kombination von
zumindest einem Suspensionsreaktor und zumindest einem Gasphasenreaktor
umfasst. Insbesondere betrifft die vorliegende Erfindung ein Verfahren
und eine Vorrichtung zum Einführen
einer Polymersuspension, die einen Multiphasenfluss umfasst, in
ein Wirbelbett eines Gasphasenpolymerisationsreaktors.
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Beschreibung
verwandten Stands der Technik
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Eine
große
Anzahl von Massen- und Gasphasenverfahren zum Herstellen von Ethylen-
und Propylen-Homo- und -Copolymeren sind im Stand der Technik bekannt.
Auch sind kombinierte Massen- und Gasphasenverfahren bereits im
Stand der Technik vorgeschlagen worden. So offenbart US-Patent Nr. 4,740,550
die Polymerisation von Propylen in einem Schleifenreaktor, der in
superkritischen Zuständen
betrieben werden kann. Das Produkt des Schleifenreaktors wird einem
Gasphasenreaktor zugeleitet, in dem die Reaktion fortgesetzt wird.
Vor dem Eintritt in die Gasphase wird die Feinpartikelfraktion des
Polymerisationsprodukts des Schleifenreaktors entfernt und vollständig oder
teilweise dem Schleifenreaktor rückgeführt. Zusammen
mit den Feinstoffen wird ein Teil der unreagierten Monomere aus
dem Gasphasenreaktor direkt dem Erststufen-Schleifenreaktor rückgeführt.
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Zusammen
mit den Feinstoffen wird ein Teil der unreagierten Monomere aus
dem Gasphasenreaktor direkt dem Erststufen-Schleifenreaktor rückgeführt.
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Die
Hauptaufgabe von US-Patent Nr. 4,740,550 ist es, ein Verfahren zum
Herstellen eines Blockcopolymers hoher Qualität durch Zuführen von Homopolymer mit einer
engen Verweildauerverteilung zur Blockcopolymerisationsstufe bereitzustellen.
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Ein
Problem beim Verfahren des US-Patents Nr. 4,740,550 ist, dass, falls
alle Feinstoffe, die aus dem Erststufen-Schleifenreaktorauslass entfernt werden,
dem Schleifenreaktor rückgeführt werden, das
Risiko besteht, dass schließlich
der Schleifenreaktor mit inaktiven toten Katalysator oder wenig
polymerisierten toten Feinstoffen gefüllt ist. Falls andererseits
ein Teil dieses Feinstoffstroms mit dem Produkt aus dem letzten
Reaktor kombiniert wird, kann dies Inhomogenitätsprobleme im Endprodukt verursachen.
Falls weiterhin noch ein Teil des Feinstoffstroms getrennt gesammelt
und mit einem getrennten Homopolymerprodukt vermengt wird, wie ebenfalls
im US-Patent Nr. 4,740,550 vorgeschlagen, führt dies zu komplizierten Steuersystemen,
weil die Feinstoffströme
nicht gesteuert werden können.
Als Folge ist die Produktaufteilung der Reaktoren und danach die
Zusammensetzung des Produkts ohne hohen Ausschuss von Feinstoffen
unvorhersagbar. Diese Merkmale tragen alle zu einem ökonomisch
unakzeptablen Betrieb bei.
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Soweit
die relativen Mengen von in jeder der verschiedenen Polymerisationsstufen
erzeugten Polymers betroffen sind, sagt US-Patent Nr. 4,740,550 das
Folgende: In Bezug auf den Homopolymeranteil des Copolymers sind
die folgenden Bereiche am bevorzugtesten: Erststufen-Rohrschleifenreaktor
70 bis 90%, Zweitstufen-Wirbelbettreaktor 30 bis 10%. Unter der
Annahme dass eine Matrix für
Homopolymere bei einer Rate von 25.000 kg/h erzeugt wird, sind 70%
davon 17.500 kg/h und 30% davon sind 7.500 kg/h. Somit ist die Rate
der Homopolymerisation 17.500 kg/h im Erststufen-Schleifenreaktor
und 7.500 kg/g im Zweitstufen-Gasphasenreaktor. Dies bedeutet, dass,
falls das Produkt aus dem Erststufenschleifenreaktor 40 Gew.-% Suspension
ist, wie im US-Patent Nr. 4,740,550 ausgesagt (bei dieser Beispielrechnung
nach einer Feinstoffabtrennung), gelangen 26.250 kg/h der Reaktionsflüssigkeit,
d. h. Propylen, zusammen mit dem Polymerprodukt aus der ersten Stufe
in die zweite Stufe. Da nur 7.500 kg/h an Propylen durch die Polymerisation
in der zweiten Stufe verbraucht wird und da geschätzte 2.500
kg/h die zweite Stufe mit dem Homopolymerprodukt verlassen, ergibt
dies einen Überschuss
von 16.250 kg/g von Propylen, das die zweite Stufe erreicht (26.250
kg/g – (7.500
kg/h + 2.500 kg/h) = 16.250 kg/h). Bei dem im US-Patent Nr. 4,740,550
offenbarten Verfahren wird diese Überschussmenge an Propylen
der ersten Stufe rückgeführt.
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Das
Recyceln großer
Mengen unreagierter Monomere aus dem Zweitstufenreaktor zurück zum Erststufensuspenions(massen)reaktor
erhöht
die Investitions- und die Produktionskosten, verhindert eine unabhängige Steuerung
der Reaktionsmediumzusammensetzung in den zwei Reaktoren (und verlangsamt
Sortenwechsel).
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Allgemein
leiden bei der praktischen Ausführung
von Mehrschritt-Gasphasenverfahren die bekannten Verfahren an dem
Nachteil, dass es schwierig ist, die Molekulargewichtsverteilung
und/oder chemische Zusammensetzungsverteilung der sich ergebenden
Olefinpolymerzusammensetzung auf die gewünschten Werte einzustellen.
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Als
eine Lösung
für dieses
Problem ist vorgeschlagen worden, eine Suspensionszone zum Ausbilden
einer Suspension des Katalysator-enthaltenden Polymers in einem
leicht-flüchtigen
Kohlenwasserstoffmedium bereitzustellen. Beispielsweise kann ein
gasförmiger
Teil, der eine große
Menge Wasserstoff enthält,
leicht von dem Feststoffteil, welcher das Polymer enthält, getrennt
werden. Die getrennte Gasphase kann vorteilhafterweise direkt zu
der ersten Gasphasenpolymerisationszone zurückgeleitet werden. Darüber hinaus
kann die Polymerisationswärme
vorteilhafterweise durch die Verdampfung des leicht-flüchtigen
Kohlenwasserstoffs abgeführt
werden, EP-A 0 040 992. Jedoch leidet die vorgeschlagene Lösung an
dem technischen Problem, wie das Polymer aus der ersten Gasphase
in die Suspensionszone geleitet werden und die Suspension bilden soll.
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Der
Betrieb des Lösungsprozesses
ist schwierig, während
der Transport der Polymerlösung als
Reaktionsmedium und die Abtrennung des darin enthaltenen Polymers
schwierig ist und spezielle technische Lösungen erforderte, was das
Verfahren ökonomisch
teuer macht.
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Eine
Art der Steuerung des MWD und der chemischen Zusammensetzung wird
durch Suspensionspolymerisation gebildet, und ein gasförmiger Teil
wird dem ersten Gasphasenreaktor rückgeführt. Typischerweise wird das
Reaktionsmedium aus dem ersten Reaktor zum ersten Reaktor rückgeleitet.
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Man
sollte auch anmerken, dass im Stand der Technik von US-Patent Nr. 4,740,550,
wie oben diskutiert, keine besondere Aufmerksamkeit dem Einführen der
Suspension aus der Massenpolymerisation in den Gasphasenreaktor
gewidmet wurde.
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Die
vorliegende Erfindung zielt auf das Beseitigen der mit dem Stand
der Technik verbundenen Probleme und auf das Verbessern des Betriebs
von kombinierten Massen- und Gasphasenverfahren durch Steuern des
Einführens
der Suspension in den Gasphasenreaktor ab. Bevor diese Sache detaillierter
angegangen wird, sollten einige Kommentare über konventionelle Gasphasentechnologien
gemacht werden:
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Wie
im Stand der Technik bekannt, umfassen konventionelle Wirbelgasphasenreaktoren
einen länglichen
Reaktorkörper,
der allgemein eine Zentralachse aufweist, die vertikal ist. Die
Monomere werden in einem oberhalb eines Wirbelrosts im unteren Teil
des Reaktorkörpers
gestützten
Wirbelbett polymerisiert. Ein gasförmiger Strom, der unreagierte Monomere
enthält,
wird oben am Reaktorkörper rückgewonnen
und dem Wirbelbett rückgeführt, während das
Polymerprodukt aus dem unteren Teil des Reaktors abgezogen wird.
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Das
Polymerisationssystem eines zur Polymerisation von α-Olefinen
verwendeten Gasphasenreaktors umfasst typischerweise das Polymer
zusammen mit einem Hochausbeuten-Katalysator (Ziegler-Natta) und
einem gasförmigen
Reaktionsmedium. Es kann durch mechanisches Mischen oder Rühren des
Inhalts der Reaktion und zusätzlich
oder alternativ durch Einblasen des Monomers (d. h. des Olefins)
und/oder eines leicht-flüchtigen
Kohlenwasserstoffs (des Reaktionsmediums) im gasförmigen Zustand
in es hinein im verwirbelten Zustand gehalten werden. Ein Reaktionsmedium
im Flüssigzustand kann
in das Polymerisationssystem eingeführt werden und die Polymerisation
kann durchgeführt
werden, während
das Reaktionsmedium vergast wird. Das unreagierte Reaktionsmedium
kann teilweise oder insgesamt verflüssigt und im flüssigen Zustand dem
Polymerisationssystem rückgeführt werden,
wie in EP-A1 0 024 933 offenbart.
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Konventionelle
Gasphasentechnologie wird von einigen bemerkenswerten Problemen
gequält. So
ist in einem Gasphasenreaktor die Produktionsrate aufgrund der geringen
Wärmeübertragung
vom Polymer auf das Gas beschränkt.
Weiterhin ist es, wenn ein hochaktiver Katalysator zur Polymerisation in
der Gasphase verwendet wird, schwierig, eine gleichförmige Mischung
von Polymerpartikeln in einem Gasphasenpolymerisationsbett bereitzustellen.
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Basierend
auf den Betriebsbedingungen, die für die in der Literatur berichteten
typisch sind, wird durch Simulationen gezeigt, das im Falle von
Gasphasenreaktoren das Gas bei dem verwendeten Druck und der verwendeten
Temperatur nicht ideal ist, Ray et al., Chem. Eng. Sci., Band 51,
Nr. 21, S. 4859–4886,
1996. Für
Propylen ist die Konzentration am Katalysatorort höher als
das Massenfluid, wie durch den Sorptionsfaktor angezeigt.
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Weiterhin
tritt in den Gasphasenreaktoren leicht ein Blockieren der Polymerpartikel
auf, wie auch eine Pulverisierung der Polymerpartikel durch Reibung
zwischen ihnen, welche durch die erzwungene Agitation vorkommt.
Das Polymer haftet an der Reaktorwand an und ein Mitreißen von
Katalysatorkomponenten oder des sich ergebenden Polymers kann während des üblichen
Betriebs von Gasphasenreaktoren stattfinden.
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Einige
Lösungen
der obigen Probleme sind im Stand der Technik vorgeschlagen worden.
So kann der Wärmetransfer
durch Einsprühen
eines inerten Kohlenwasserstoffs oder von Monomerflüssigkeit
in das Wirbelbett verbessert werden, die Verdampfung von Flüssigkeit
verbraucht die Polymerisationswärme.
Der Überschuss
des Kühlmediums
kann dann kondensiert und dem Reaktor zurückgeführt werden, wie im US-Patent Nr. 4,012,573
gelehrt.
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Bei
einem im FI-Patent Nr. 921632 und PCT/FI 94/00571 beschriebenen
fluidisiertem Gasphasenreaktor mit einem Höhen/Durchmesser-Verhältnis typischerweise
im Bereich von 4 : 1 oder mehr und optional mechanisches Mischen
aufweisen, z. B. wie im FI-Patent Nr. 935856, und/oder Gasverteilung, wie
in FI-Patent Nr.
921 632.
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Es
ist auch möglich,
das kondensierte Monomer und leichte Kohlenwasserstoffe in einer
Auswurf-Trommel zu trennen und sie in flüssiger Form dem Wirbelbettreaktor
mit speziellen Düsen
zuzuführen,
um verbesserte Produktivitätsniveaus
bereitzustellen, wie in WO 94/28032 offenbart. Die Flüssigkeit wird
zum unteren Teil des Wirbelbetts rückgeführt, etwa 50 bis 70 cm über dem
Wirbelrost zu einer Zone, wo das Temperaturprofil bereits stabilisiert
ist. Bei diesem Standder-Technik-Wirbelbettreaktor liegt die Gasgeschwindigkeit
im Bereich von 0,5 bis 0,7 m/s. Die Menge an rückgeführter Flüssigkeit ist beispielsweise
für eine
hochaktive Ziegler-Natta-Polymerisation
0,5 bis 1,5 m3 Monomer/m3 Polymerbett
pro Stunde und 5 bis 15% Flüssigkeit
des Zirkulationsgasgewichts. Die Flüssigkeit wird in das Polymerbett
in Form von Flüssigkeits-/Gasjets
eingeführt,
die im wesentlichen horizontal in das Bett gerichtet sind. Der Zweiphasenfluss
enthält
5 bis 25% Flüssigkeit
in Form von 2.000 bis 4.000 μm
Tröpfchen.
Die bevorzugte Anzahl von Einspritzmitteln ist vier oder zwei bis
drei Düsen
pro 10 m2 Wirbelbett. Die Düse hat der Flüssigkeit
einen hinreichend hohen Horizontalimpuls zu verleihen, von zumindest
100.000 bis 200.000 (kg/s m2)(m/s), abhängig vom
Düsentyp,
insbesondere vorzugsweise 300.000 bis 500.000 (kg/s m2)(m/s).
Die Düsen
sind in Horizontalrichtung unter einem Winkel von nicht mehr als
45°, insbesondere nicht
mehr als 20° zur
horizontalen Ebene angeordnet.
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Weder
in der WO 94/28032, noch in der
US 4,740,550 gibt
es eine Anregung, dass das Zufuhrsystem von WO 94/28032 oder auch
irgendein anderes spezifisches Zufuhrsystem zum Einführen des Schlamms
aus dem Massenpolymerisationsreaktor in den Gaswirbelbettreaktor
verwendet werden könnte.
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Zusammenfassung
der Erfindung
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Es
ist eine Aufgabe der vorliegenden Erfindung, die Einfachdurchgangsumwandlung
eines Verfahrens zu steigern, das zumindest einen Schlamm umfasst
und zumindest einen Gasphasenreaktor und danach die Zirkulationsrate
durch Verwendung einer Direktzufuhrleitung vom Suspensionsreaktor
in das Gasphasenreaktorbett minimieren.
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Es
ist eine andere Aufgabe der Erfindung, ein Verfahren mit der größtmöglichen
Vielfalt an unterschiedlichen Homopolymer- und Copolymerprodukten
von Olefinen, insbesondere Propylen, bereitzustellen.
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Diese
und andere Aufgaben, zusammen mit deren Vorteilen gegenüber bekannten
Verfahren, die aus der folgenden Spezifikation ersichtlich werden, werden
durch die nachfolgend beschriebene und beanspruchte Erfindung erzielt.
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Bei
einem mechanisch gemischten Gasphasenreaktor umfasst das Gaswirbelbett
zwei Bettzonen, eine über
der anderen. Die Bettzonen haben unterschiedliche Flussmuster. So
hat allgemein die obere Bettzone (im folgenden auch als "erste Bettzone" bezeichnet) ein
im wesentlichen aufwärts
gerichtetes Flussmuster unmittelbar neben der Zentralachse des Reaktors,
während
die untere Bettzone ("zweite
Bettzone") ein abwärts gerichtetes
Flussmuster unmittelbar neben der Zentralachse des Reaktors aufweist.
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Die
vorliegende Erfindung basiert auf einem Entziehen eines Multiphasenstroms
aus einem Suspensionsreaktor, der lebende Polymerisationsprodukte
und Flüssigkeit
und/oder gasförmiges
Reaktionsmedium umfasst und direktes Zuführen dieses Multiphasenstroms
unter Verwendung zumindest einer Zufuhrleitung in einen Gasphasenreaktor
unterhalb, vorzugsweise signifikant unterhalb der Wirbelbettoberfläche der
ersten Fließzone
des Gasphasenreaktors, um die Einfachdurchgangsumwandlung des Verfahrens
zu steigern.
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Genauer
gesagt, ist das Verfahren gemäß der vorliegenden
Erfindung hauptsächlich
durch das gekennzeichnet, was im kennzeichnenden Teil von Anspruch
1 ausgesagt ist.
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Die
erfindungsgemäße Vorrichtung
umfasst eine durch zumindest einen mit zumindest einem Gasphasenreaktor
in Reihe verbundenen Suspensionsreaktor, gemeinsam mit einem den
einen Suspensionsreaktor mit dem einen Gasphasenreaktor verbindenden
Durchgang gebildete Reaktorkaskade zum Durchleiten von im wesentlichen
unreagierten Monomeren aus dem Suspensionsreaktor zum Gasphasenreaktor.
Die Leitung ist mit einem Einlassrohr des Gasphasenreaktors verbunden,
welcher in das Wirbelbett des Gasphasenreaktors so vorragt, dass das
unreagierte Monomer unter der Wirbelbettoberfläche der ersten Wirbelzone in
Form von zur zweiten Bettzone gerichtetem Fluss in den Schnittstellenbereich
zwischen dem ersten und dem zweiten Wirbelbett oder in die zweite
Bettzone zugeführt
werden kann.
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Die
Vorrichtung ist durch das gekennzeichnet, was im kennzeichnenden
Teil von Anspruch 22 ausgesagt ist.
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Mittels
der Erfindung wird die Menge an unreagierten Monomeren, die rückgeführt werden
müssen,
minimiert. Die hierdurch erhaltenen Vorteile sind zweifach: Investitions-
und Betriebskosten des Rückgewinnungsabschnitts
werden stark vermindert und dies gestattet auch eine unabhängige Steuerung
der Zusammensetzung der ersten zwei Reaktoren, da sehr wenig Reaktionsmedium
vom zweiten Reaktor zum ersten Reaktor rückgeführt wird.
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Die
neue Erfindung macht es möglich,
die Suspension von Lebendpolymer und hohem Monomergehalt in das
Wirbelreaktorbett zu übertragen. Dies
gestattet die folgenden Vorteile:
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Die
Schleifenreaktordynamik in der Kaskade stellt schnelle Umstellungen
bereit. Auch sind schnelle Starts möglich, weil Gasphasenbettmaterial
direkt aus dem Schleifenreaktor erhältlich ist. Als Ergebnis stellt
die vorliegende Erfindung eine größtmögliche Flexibilität bereit.
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Die
Flexibilität
basiert auf der Kombination von Schleifen- und Gasphasenprozess-Vorteilen,
die nur möglich
sind, wenn die Polymersuspension in das Gasphasenreaktorwirbelbett
eingeleitet wird. Die neue Erfindung macht es möglich, Monomere mit Katalysator
unter Verwendung kurzer Verweilzeiten effizient zu kontaktieren
und stellt die Polymerisation einer großen Vielfalt unterschiedlicher
Copolymere bereit, ohne typische Löslichkeitsprobleme, wie in
der Suspensionsprozess-Blitzproduktrückgewinnung. Der
oder die Gasphasenreaktor(en) stellen hohe Flexibilität im Reaktionsratenverhältnis zwischen
dem ersten und dem zweiten Teil des Produktes aufgrund von einstellbarem
Bettpegel und Reaktionsraten bereit.
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Bei
dem zumindest eine Suspension und zumindest einen Gasphasenreaktor
umfassenden Verfahren wird die Kühlkapazität des ersten
Gasphasenreaktors nicht als im Falle des Herstellens von Homopolymeren
und Copolymeren von Propylen kritisch gefunden. Bei einer bevorzugten
Ausführungsform ist
die Produktaufteilung zwischen dem Suspensionsreaktor und dem/den
Gasphasenreaktor(en) 65 : 35 bis 50 : 50 oder weniger, wenn die
Suspension Polymer bis zu 50 Gew.-% enthält und die Gasphasenverweilzeit
kurz ist, aber immer noch alle oder fast alle Monomere ohne Rückführung in
den Suspensionsreaktor verbraucht. Dies kann erreicht werden, wenn
die Gasphasenreaktivität
hoch genug ist.
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Hinreichend
hohe Gasphasenaktivität
kann erreicht werden, wenn die höchstmögliche Polymerkonzentration
bereitgestellt wird und die Katalysatorgifte nicht in den aktiven
Zentren der lebenden Polymerpartikel konzentriert sind. Dies kann
andererseits während
des Versprühens
in z. B. einer Sprühtrommel
passieren, bevor das lebende Polymer in den nächsten Reaktor überführt wird.
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Es
ist ein zusätzlicher
Vorteil, dass das polymerisierende Polymer nicht im Sprühtank getrocknet werden
muss. Ähnlich
muss die Reaktion nicht nach dem Suspensionsreaktor gestoppt werden, bevor
die Gasphase betreten wird. Trockenes Polymer in einem Sprühtank steht
unter einem mechanischen Zug, der das Polymer leicht aufbricht.
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Als
Nächstes
wird die Erfindung näher
unter Bezugnahme auf die folgende detaillierte Beschreibung und
zwei Arbeitsbeispiele untersucht.
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Kurze Beschreibung
der Zeichnungen
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1 zeigt
die Seitenansicht eines Schleifenreaktors;
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2 zeigt
eine Querschnitts-Seitenansicht eines mit einer Einlassrohranordnung
gemäß der Erfindung
versehenen Gasphasenreaktors; und
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3 zeigt
Schnitt B-B von 2
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Detaillierte Beschreibung
der Erfindung
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Definitionen
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Für den Zweck
der vorliegenden Erfindung steht "Suspensionsreaktor" für
jeglichen Reaktor, z. B. einen kontinuierlichen oder einfachen gerührten Tankreaktor
oder Schleifenreaktor, der in Masse oder Suspension arbeitet und
bei dem das Polymer in Partikelform gebildet wird. "Masse" steht für die Polymerisation
in einem Reaktionsmedium, das zumindest 60 Gew.-% Monomer umfasst.
Bei der vorliegenden Erfindung ist der Suspensionsreaktor vorzugsweise ein
Massenschleifenreaktor.
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"Gasphasenreaktor" bezeichnet jeglichen mechanischen
gemischten oder Wirbelbettreaktor. Vorzugsweise umfasst der Gasphasenreaktor
einen mechanisch bewegten Wirbelbettreaktor mit Gasgeschwindigkeiten
von zumindest 0,2 m/s. Bevorzugte Fließreaktor-Designs sind in FI-Patent
Nr. 921632 und PCT/FI 9400571 beschrieben.
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Mit "superkritischer Polymerisation" ist eine Polymerisation
gemeint, die über
der entsprechenden kritischen Temperatur und Druck des Reaktionsmediums
stattfindet. Insbesondere wird für
Propylen eine superkritische Massenpolymerisation gemäß der FI-Patentanmeldung Nr.
954814 ausgeführt.
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Der
Ausdruck "Direktzufuhr" steht für ein Verfahren,
bei dem der Inhalt eines Suspensionsreaktors, d. h. das Polymerisationsprodukt
und Reaktionsmedium, direkt im Gasphasenreaktorflussbett zugeführt wird.
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"Suspension" bedeutet den Inhalt
eines Suspensionsreaktors.
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Unter "lebendem Polymer" wird ein Produkt aus
dem Suspensionsreaktor verstanden, zumindest 10 Gew.-% der Produktion,
das aktive Katalysatorkomponenten enthält, die polymerisieren oder
zum Polymerisieren in der Lage sind, wenn sie in ein Monomer enthaltendes
Reaktionsmedium eingebracht werden. Der Ausdruck "Polymer und aktiver
Katalysator" wird
ebenfalls verwendet, um dasselbe Produkt zu kennzeichnen.
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Der "horizontale Impulsfluss" ist als die niedrige
Massenrate von Flüssigkeit
(kg/s) in horizontaler Richtung pro Einheitsquerschnittsfläche (Quadratmeter)
des Einlasses, multipliziert mit der Horizontalkomponente der Geschwindigkeit
(m/s) des Einlassstroms definiert.
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Gesamtverfahren
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Die
vorliegende Erfindung bezieht sich auf ein kontinuierliches Polymerisationsverfahren,
bei dem Olefinpolymere in Anwesenheit eines Katalysators zum Bereitstellen
von Polymerisationsprodukten polymerisiert werden. Das bevorzugte
verwendete Katalysatorsystem umfasst einen hocheffizienten Ziegler-Natta-Katalysator
mit einer Katalysatorkomponente, einer Co-Katalysatorkomponente,
einem externen Donator und optional einen internen Donator. Ein
anderes bevorzugtes Katalysatorsystem ist ein Metallocenkatalysator.
Jedoch kann der verwendete Polymerisationskatalysator ein Katalysator
jeglichen anderen Typs sein, vorausgesetzt, dass er eine adäquate Aktivität bei erhöhter Temperatur
erzielt.
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Die
Polymerisationstemperatur für
Homopolymere beträgt
zumindest 80°C
und für
Copolymere zumindest 60°C.
Der Suspensionsreaktor wird bei erhöhtem Druck von zumindest 35
barg bis zu 100 barg, und der Gasphasenreaktor(en) bei zumindest 10
barg betrieben. Alternativ kann jeglicher Reaktor der Reaktoren
in der Reihe oberhalb von kritischer Temperatur und kritischem Druck
betrieben werden.
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Die
verwendeten Monomere umfassen zumindest ein C2-
bis C16-Olefin, z. B. Ethylen, Propylen,
1-Buten, 4-Methyl-1-penten, 1-Hexen, Diene oder cyclische Olefine.
Im Falle von Copolymerisation wird zumindest ein anderes C2- bis C16-Olefin,
wie etwa Ethylen, Propylen, 1-Buten, 4-Methyl-1-penten, 1-Hexen, ein Dien oder
ein cyclisches Olefin verwendet. Die Monomere werden der Polymerisation
in einer Mehrzahl von Polymerisationsreaktoren, die in Reihe verbunden
sind, unterworfen und das oder die optionalen Olefin(e) können in
jeglichem der Reaktoren verwendet werden. Unterschiedliche Mengen von
Wasserstoff können
als ein Molekularmassenmodifikator oder -regulator in einem oder
allen Reaktoren verwendet werden.
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Die
Erfindung basiert auf einer Kombination zumindest eines Suspensionsreaktors
und zumindest eines Gasphasenreaktors, die in dieser Reihenfolge
in Reihe verbunden sind, was im Folgenden auch als eine Kaskade
bezeichnet wird. Der Inhalt des Suspensionsreaktors, das Polymerisationsprodukt
und das Reaktionsmedium werden direkt in den Wirbelbettreaktor eingeleitet.
Der Suspensionsreaktor ist vorzugsweise ein Massenschleifenreaktor, während der
Gasphasenreaktor ein Wirbelbettreaktor jeglichen konventionellen
Designs sein kann. Bevorzugte Gasphasenreaktoren sind die in FI
921632 und PCT/FI 94/00571 beschriebenen. Die Polymerisationsreaktion
findet in Anwesenheit eines Katalysators bei erhöhter Temperatur und erhöhtem Druck statt.
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Die
Suspension des Schleifenreaktors tritt in den Gasphasenreaktor als
ein Dreiphasenfluss, der lebendes Polymer, Polymerisationsmedium
in flüssiger
und in gasförmiger
Form enthält,
ein. Alternativ kann der Fluss ein Zweiphasenfluss sein, der das
lebende Polymer und das Polymerisationsmedium in gasförmiger Form
enthält.
Die Suspension wird in das Wirbelbett unterhalb des Bettpegels und
oberhalb einer möglichen
Mischvorrichtung eingeführt. Die
Mischvorrichtung ist beispielsweise in FI 933073 beschrieben.
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Die
Gasgeschwindigkeit (v1) im Wirbelbett beträgt zumindest
0,2 m/s, vorzugsweise 0,2 bis 0,6 m/s und insbesondere über 0,35
m/s (1 ft/s). Eine Geschwindigkeit unter der bevorzugten Gasgeschwindigkeit
im Bett kann lokale thermische Instabilität verursachen, weil das Wirbelbett
nicht gut gemischt wird. Geschwindigkeiten höher als das oben angezeigte
obere Limit können
zu einer Feinstofftrennung im Zirkulationsgasstrom führen. Der
Energieverbrauch der Gaszirkulation wird ebenfalls übermäßig hoch.
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Die
bevorzugten Ausführungsformen
der Erfindung sind in den beigefügten
Zeichnungen dargestellt.
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Die
Bezugszeichen R1 und R2 beziehen sich auf einen Schleifenreaktor
bzw. einen Gasphasenreaktor. Die Bezugszeichen A, L und G, die in
Verbindung mit dem Gasphasenreaktor verwendet werden, beziehen sich
auf die Zentralachse des Reaktors, auf die Oberfläche des
Wirbelbetts bzw. auf den Wirbelrost.
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Der
Schleifenreaktor beinhaltet einen mechanischen Mischer 2,
welcher die Umwälzung
des Reaktionsmediums innerhalb der Schleife R1 bereitstellt. Eine,
lebendes Polymer und gasförmiges
oder flüssiges
Reaktionsmedium enthaltende Suspension wird aus dem Schleifenreaktor
R1 über
den Auslass 1 abgezogen und in den Gasphasenreaktor R2
eingeführt.
Eine bevorzugte Anordnung ist es, zumindest eine, alternativ mehrere
Suspensionsdirektzufuhrleitung(en) 10, 11 oder 12 am
Reaktor vorzusehen, und die bevorzugte Anzahl von direkten Einlässen liegt
im Bereich von 0,5 bis 2 pro 10 m2. Falls
ein Mehrleitungssuspensionsreaktorauslass 1 verwendet wird,
wie er beispielsweise in unseren ebenfalls anhängigen Anmeldungen FI 971367
und FI-971368 beschrieben ist, können
die Auslassleitungen in einer Direktzufuhrleitung kombiniert werden,
die mit der Gasphase verbunden ist, wie unten beschrieben. Alternativ
kann jeder Auslass eines Mehrleitungsauslasssystems getrennt mit
der Gasphase verbunden und als eine Direktzufuhrleitung betrieben
werden. Der Fluss in der Direktzufuhrleitung ist vorzugsweise kontinuierlich
und daher ist das verwendete Auslasssystem kontinuierlich oder halbkontinuierlich.
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Die
mit dem Gasphasenreaktor verbundene(n) Direktzufuhrleitung(en) kann/können optional bemantelt
und durch Dampf erhitzt sein. Die Länge einer Direktzufuhrleitung
im Vergleich zum Innendurchmesser der Direktzufuhrleitung am Anfang
der Leitung reicht von 270 bis 3200, vorzugsweise 800 bis 1500.
Der Direktzufuhrleitungsinnendurchmesser ist über die gesamte Länge gleich
oder alternativ wächst
der Durchmesser um das 1,5- bis 5-Fache, vorzugsweise weniger als
das 3-Fache des Innendurchmessers am Anfang der Leitung. Bei der
Direktzufuhrleitung gibt es einen Zeitraum einer passierenden Welle
für eine
Gleichgewichtsverteilung von Energie, die auftritt. Dies ist für Einzelwellen-
(Null-Frequenz) Wellenausbreitung der Fall.
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Die
Suspension wird dem Gasphasenreaktor R2 ohne jegliche Düse zugeführt. Die
in den Gasphasenreaktor Suspension ist ein Dreiphasenfluss, der lebendes
Polymer, Polymerisationsmedium in flüssiger und in gasförmiger Form
umfasst. Alternativ kann der Fluss ein Zweiphasenfluss sein, der
lebendes Polymer und Polymerisationsmedium in gasförmiger Form
umfasst, die typischerweise weniger als 5% atomisierte Flüssigkeit
enthalten. Die Suspension wird vorzugsweise im Wirbelbett unterhalb
des Bettpegels und über
einer möglichen,
beispielsweise in FI 933073 beschriebenen Mischvorrichtung 23,
oder oberhalb des Gasverteilungsrosts G eingeführt. Der horizontale Momentfluss
der einströmenden
Suspension ist kleiner als 100 × 103 kg s–1 m–2 × m s–1,
was im Fall eines Dreiphasenflusses den Polymerpartikeln hinreichendes
Impulsmoment gibt, um das Wirbelbett zu penetrieren. Ein zu hohes
Moment, so etwa mehr als 300 × 103 kg s–1 m2 × m s–1,
wird eine schwere Störung
im Wirbelbettflussmuster verursachen und die im Wirbelbett kommenden
Polymerpartikel können
durch das Polymerbett an der Reaktorwand oder im Reaktorvolumen über dem
Wirbelbett durchbrechen.
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Die
Einlasspunkte sind vorzugsweise so angeordnet, dass sie im wesentlichen
in das Wirbelbett hinab vorragen. Die Zufuhrleitung 10 ist
unter einem 30 bis 35°-,
vorzugsweise 45 bis 55°-Winkel
zur horizontalen Ebene A1 angeordnet. All
dies wird gemacht, um dem Abwärtsflussmuster
nahe der Reaktorwand zu folgen und ein plötzliches Ausblasen des Polymers
in den konischen Abschnitt der Gasphase und oberhalb zu vermeiden.
Alternativ kann der Einlass vertikal über dem Gasverteilungsrost
lokalisiert sein. Dies bedeutet tatsächlich zwei getrennte Alternativen:
Direktzufuhrleitung(en) 11, die von dem oberen Ende des
Reaktors unter den Bettpegel herunterkommen (vorzugsweise im Flussmuster
herab) oder Direktzufuhrleitung(en) 12, die oberhalb des
Gasverteilungsrosts hochkommen (vorzugsweise in dem Flussmuster
aufwärts).
Die Einlasspunkte sind ebenfalls vorzugsweise unter einem Winkel
von 0 bis 90° angeordnet,
insbesondere für
nicht-vertikale
Leitungen vorzugsweise 15 bis 50°,
am bevorzugtesten 40° zur
Leitung zwischen dem Reaktorwandverbindungspunkt und dem Reaktorzentrum
A2. Diese Anordnung verhindert, dass das
Einlasspolymer das Bett penetriert und direkt die gegenüberliegende
Seite der Reaktorwand erreicht.
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Optional
kann, um die Direktzufuhrleitung offen zu halten und ein hinreichendes
Moment für
das lebende Polymer vorzusehen, um das Wirbelbett zu penetrieren,
ein zusätzlicher
Anteil an leichtem Kohlenwasserstoff am Anfang der Direktzufuhrleitung 11 zugeführt werden.
Der leichte Kohlenwasserstoff kann das Monomer, Comonomer oder eine
inerte Komponente, oder eine Mischung von diesen, vorzugsweise mit
der tatsächlichen
Gaszusammensetzung des Gasphasenreaktors oder irgendeine Zusammensetzung
wie diese, die mit kondensierbaren Fraktionen angereichert ist,
am bevorzugtesten eine aus dem Gasphasenzirkulationsstrom 21 (im
Kondensator 32) kondensierte Fraktion sein. Die Zirkulationsleitung
kann mit einem Kompressor 33 und einem Wärmetauscher 34 versehen
sein, wie in 2 gezeigt.
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Typische
Raten der Flüssigkeitseinführung in der
Direktzufuhrleitung liegen im Bereich von 0,01 bis 10, vorzugsweise
0,1 bis 0,5 und insbesondere 0,2 bis 0,3 m3 an
Flüssigkeit
pro m3 Bettmaterial pro Stunde. Geringere
Raten als die bevorzugten Raten haben nur einen insignifikanten
Effekt auf den Direktzufuhrleitungsbetrieb, während die Leitung nicht effizient
gekühlt
wird, um die Lebendpolymerreaktion in der Direktzufuhrleitung adäquat zu
verlangsamen und der Dreiphasenfluss zu langsam ist, was ein Verschmutzen
der Direktzufuhrleitung gestattet. Höhere Zufuhrraten als erwähnt können den
Wirbelbettreaktor unnötig
abkühlen
und die Polymerisationsreaktion stoppen. Das Gewichtsverhältnis von
die Direktzufuhrleitung betretender Flüssigkeit zum Gesamtgas in der
Gasphasenzirkulation muss im Bereich 0,02 bis 0,06 liegen, um ein
Unterkühlen
und mögliches Einfrieren
der Direktzufuhrleitung bei einigen Polymeren mit übermäßigen Mengen
an löslichen
Stoffen zu verhindern.
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Es
gibt diskontinuierliche oder vorzugsweise kontinuierliche Auslasssystem(e) 21,
vorzugsweise zwei oder mehr (zumindest eine Reserve) unter zumindest
120°, vorzugsweise
im Bereich von 180 bis 270°,
von dem letzten Direktzufuhrleitungseinlasspunkt. Auch gibt es einen
zusätzlichen
Chargenauslass 22, vorzugsweise im Bereich von 60 bis 120° nach dem
letzten Direktzufuhreinlasspunkt, um mögliche Klumpen zu entfernen.
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Während des
Startens kann die Suspension über
dem Bettniveau L eingeführt
werden.
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Die
folgenden nicht-beschränkenden
Beispiele illustrieren die Erfindung:
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Beispiel 1
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Echtmaßstabsimulation
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Eine
Anlage im Produktionsmaßstab
wurde simuliert, um kontinuierlich PP-Homopolymer zu erzeugen. Die
Anlage umfasst einen Katalysator, Alkyl, Donator, Propylenzufuhrsysteme,
Präpolymerisationsreaktor,
Schleifenreaktor und einen Wirbelbettgasphasenreaktor (GPR).
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Katalysator,
Alkyl, Donator und Propylen wurden dem Präpolymerisationsreaktor zugeführt. Die
Polymerisationssuspension aus dem Präpolymerisationsreaktor wurde
einem Schleifenreaktor zugeführt,
in welchem ebenfalls Wasserstoff und mehr Propylen eingeführt wurde.
Die Polymerisationssuspension aus dem Schleifenreaktor wurde dem
GPR zugeführt.
Die Produktion in den Reaktoren betrug 300 kg/h bei der Präpolymerisation,
15 t/h in der Schleife und 10 t/h im GPR.
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Der
Präpolymerisationsschleifenreaktor
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 80°C
betrieben. Die Umwandlung im Schleifenreaktor betrug 50%.
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Der
GPR wurde bei einem Druck von 35 bar und einer Temperatur von 80°C betrieben.
Die Leitung zwischen der Schleife und dem GPR hatte ein Steuerventil,
am Anfang (40 m) war der Innendurchmesser 1 1/2'' und
der Durchmesser der letzten 10 m der Röhre war 3''.
50% des Flüssigpropens
wurden in der Leitung verdampft. Die Geschwindigkeit am GPR-Einlass
wurde mit 11 m/s berechnet.
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Beispiel 2
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Test im Pilotmaßstab
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Eine
Pilotanlage, die kontinuierlich betrieben wurde, wurde verwendet,
um PP-Homopolymer herzustellen. Die Anlage umfasst Zuführsysteme
für den Katalysator,
Alkyl, Donator und Propylen, einen Präpolymerisationsreaktor, einen
Schleifenreaktor und einen Wirbelbettgasphasenreaktor (GPR). Der
Katalysator, das Alkyl, der Donator und die Propylenkomponenten
wurden dem Präpolymerisationsreaktor
zugeführt.
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Die
Polymersuspension aus dem Präpolymerisationsreaktor
wurde einem Schleifenreaktor zugeführt, dem auch Wasserstoff und
mehr Propylen zugeführt
wurden. Die Polymersuspension aus dem Schleifenreaktor wurde dem
GPR über
eine 1''-Leitung intermittent
zugeführt.
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Das
gebildete Polymer und unreagiertes Propylen wurden nach Entnahme
aus dem GPR getrennt.
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Der
verwendete Katalysator war ein hochaktiver und stereospezifischer
ZN-Katalysator, der gemäß dem US-Patent
Nr. 5,234,879 hergestellt worden war. Der Katalysator wurde mit
Triethylaluminium (TEA) und Dicyclopentyldimethoxysilan (DCPDMS)/(Al/Ti-Verhältnis betrug
150 und Al/Do 10 (mol)) kontaktiert, bevor er dem Präpolymerisationsreaktor
zugeführt
wurde.
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Der
Katalysator wurde gemäß US-Patent
Nr. 5,385,992 zugeführt
und wurde mit Propylen in den Präpolymerisationsreaktor
gespült.
Der Präpolymerisationsreaktor
wurde bei einem Druck von 41 bar bei einer Temperatur von 20°C-Temperatur
und einer mittleren Verweilzeit des Katalysators, die sich auf 5 Minuten
belief, betrieben.
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Das
präpolymerisierte
Katalysatorpropylen und andere Komponenten wurden in den Schleifenreaktor überführt. Der
Schleifenreaktor wurde bei einem Druck von 40 bar und einer Temperatur
von 75°C
betrieben. Die Umwandlung betrug 33% und die mittlere Verweilzeit
des Katalysators 2 h.
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Die
Polymersuspension aus dem Schleifenreaktor wurde zum GPR übertragen.
Der GPR-Reaktor wurde bei einem Gesamtdruck von 29 bar und einem
21 bar Partialdruck von Propylen, einer Temperatur von 75°C und einer
mittleren Verweildauer des Katalysators, die sich auf 2 Stunden
belief, betrieben. Die Produktionsaufteilung war 1% in der Präpolymerisation,
60% in der Schleife und 39% im GPR.
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50%
des Propens wurden in der Leitung zwischen der Schleife und dem
GPR verdampft. Die höchste
Geschwindigkeit am Ende der Leitung betrug 26 m/s und der größte Massenfluss
1,5 kg/s.