WO2001027172A1 - Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von polyisobuten - Google Patents

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WO2001027172A1
WO2001027172A1 PCT/EP2000/009972 EP0009972W WO0127172A1 WO 2001027172 A1 WO2001027172 A1 WO 2001027172A1 EP 0009972 W EP0009972 W EP 0009972W WO 0127172 A1 WO0127172 A1 WO 0127172A1
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isobutene
polymerization
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polyisobutene
oxygen
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PCT/EP2000/009972
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Inventor
Hans Peter Rath
Original Assignee
Basf Aktiengesellschaft
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C08—ORGANIC MACROMOLECULAR COMPOUNDS; THEIR PREPARATION OR CHEMICAL WORKING-UP; COMPOSITIONS BASED THEREON
    • C08F—MACROMOLECULAR COMPOUNDS OBTAINED BY REACTIONS ONLY INVOLVING CARBON-TO-CARBON UNSATURATED BONDS
    • C08F110/00—Homopolymers of unsaturated aliphatic hydrocarbons having only one carbon-to-carbon double bond
    • C08F110/04—Monomers containing three or four carbon atoms
    • C08F110/08—Butenes
    • C08F110/10—Isobutene
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C08—ORGANIC MACROMOLECULAR COMPOUNDS; THEIR PREPARATION OR CHEMICAL WORKING-UP; COMPOSITIONS BASED THEREON
    • C08F—MACROMOLECULAR COMPOUNDS OBTAINED BY REACTIONS ONLY INVOLVING CARBON-TO-CARBON UNSATURATED BONDS
    • C08F2/00—Processes of polymerisation
    • C08F2/001—Multistage polymerisation processes characterised by a change in reactor conditions without deactivating the intermediate polymer

Definitions

  • the present invention relates to a process for the continuous production of polyisobutene with a number average molecular weight in the range from 500 to 50,000 and a content of terminal double bonds of at least 50 mol% by single- or multi-stage, continuous polymerization of isobutene in the liquid phase in the presence of a catalyst Boron trifluoride and at least one oxygen-containing compound at temperatures below + 40 ° C.
  • Polyisobutenes are usually prepared by cationic polymerization of isobutene in the liquid phase or in the gas phase in the presence of polymerization catalysts, such as aluminum trichloride or aluminum alkyl chlorides. Polyisobutenes prepared in this way generally have only a low content (below 10 mol%) of terminal double bonds and a comparatively broad molecular weight distribution, characterized by a dispersity above 2. Dispersity is understood to be the quotient of the weight-average molecular weight M w divided by the number-average molecular weight M N.
  • polyisobutenes with number-average molecular weights M N in the range from 500 to 50,000 daltons and a high content, ie at least 50 mol%, of terminal double bonds are of interest.
  • Such polyisobutenes are referred to as highly reactive polyisobutenes. They are usually produced by polymerizing isobutene or hydrocarbons containing isobutene with BF 3 complexes as catalysts. They are used as intermediate products for the production of additives for lubricants and fuels. The molecular construction principle of these additives is based on the connection of polar structures with the non-polar, oleophilic polyisobutenyl residue.
  • the polar structure is linked to the nonpolar, oleophilic radical by functionalizing the terminal double bond in the polyisobutene, with a reactive functionality, for example by hydroformylation, by epoxidation, by reaction with phenols or by reaction with maleic anhydride, being introduced into the polyisobutene, which is then introduced into a subsequent reaction, for example by reaction with ammonia, amines, amino alcohols, semi-aminals or polyalkylene oxides, optionally under reducing conditions.
  • a reactive functionality for example by hydroformylation, by epoxidation, by reaction with phenols or by reaction with maleic anhydride
  • Fuel and lubricant additives based on polyisobutenes are known, for example, from DE-A 2702604, EP-A 244616, EP-A 277345, EP-A 476485, EP-A 539821, EP-A 568873, WO-92/12221, O- 92/14806, WO-94/24231, DE-A 3611230 and DE-A 19645430 are known. Since the terminal double bonds (vinylidene double bonds) react preferentially in the aforementioned functionalization reactions and only to a lesser extent the double bonds located further inside the polymer chain, the content of terminal double bonds in the polyisobutene is an essential quality criterion.
  • DE-A 2702604 discloses a process for the preparation of reactive polyisobutenes, in which isobutene is polymerized in the presence of boron trifluoride at temperatures in the range from -50 ° C. to + 30 ° C. This gives polyisobutenes with up to 88 mol% terminal double bonds. Polyisobutenes with a persistence ⁇ 1.8 are not obtained by this method.
  • EP-A 145235 teaches the production of reactive polyisobutenes with a content of terminal double bonds of at least 70 mol%. This goal is achieved by polymerizing isobutene in the presence of a preformed complex of boron trifluoride and a primary alcohol at temperatures from -100 ° C to + 50 ° C with a contact time of more than 8 min. Polyisobutenes with a comparatively narrow molecular weight distribution are also obtained by this process. The goal of a narrow molecular weight distribution with a high content of terminal double bonds is achieved here by accepting a low isobutene conversion, so that the polyisobutenes obtained in this way are particularly expensive to produce.
  • No. 5,286,823 teaches a process for the polymerization of isobutene to give highly reactive polyisobutene in the presence of a catalyst composed of boron trifluoride and at least one secondary alcohol having 3 to 20 carbon atoms.
  • a catalyst composed of boron trifluoride and at least one secondary alcohol having 3 to 20 carbon atoms.
  • polyisobutenes with number-average molecular weights M N in the range from 800 to 2200 daltons and a content of terminal double bonds of at least 80 mol% and dispersities in the range from 1.3 to 2.0 are obtained. This procedure does not succeed in To produce lyisobutenes with a certain average molecular weight with a simultaneously low dispersity and a high content of terminal double bonds.
  • WO-96/40808 discloses a two-stage process for the production of highly reactive polyisobutene with number average molecular weights in the range from 500 to 20,000 daltons and a content of terminal double bonds of over 80 mol%.
  • the present invention is therefore based on the object of providing an economical process for the production of highly reactive polyisobutene which is simple to implement and which, with a given composition of the reaction mixture, allows a relative optimum to be achieved with regard to the content of terminal double bonds.
  • the present invention relates to a process for the continuous production of polyisobutene with a number average molecular weight M N in the range from 500 to 50,000 and a content of terminal double bonds of at least 50 mol% by single- or multi-stage, continuous polymerization of isobutene in the liquid phase in the presence of a catalyst made of boron trifluoride and at least one oxygen-containing compound at temperatures below + 40 ° C, characterized in that the liquid reaction phase has a viscosity in the range from 6 to 20 mm 2 / s (determined according to DIN 51562), at least in the first polymerization stage , Part 1-4).
  • the liquid reaction phase is understood to mean the liquid mixture of isobutene, polyisobutene, optionally solvent and polymerization catalyst, which is located in the polymerization reactor under polymerization conditions. Unless otherwise stated, the concentration data are based on the total weight of the liquid reaction phase.
  • the viscosity values given correspond to the kinematic viscosity of the liquid reaction phase (liquid reaction mixture) under reaction conditions.
  • This is preferably invented Process according to the invention carried out at a viscosity of the liquid reaction phase in the range from 6 to 16 mm 2 / s and in particular in the range from 7 to 12 mm 2 / s. It is assumed that if the viscosity values are too low, the poor solubility of the BF 3 catalyst complexes in the reaction medium leads to the formation of a second liquid phase, whereas if the viscosity values are too high, effective heat dissipation from the liquid reaction phase is no longer guaranteed. Both effects affect the polymer quality, especially with regard to the content of terminal double bonds.
  • the process according to the invention is preferably carried out with an approximately constant kinematic viscosity of the liquid reaction phase.
  • the viscosity of the liquid reaction phase depends on the reaction temperature, the concentration of the polyisobutene in the liquid reaction mixture, the molecular weight of the polyisobutene and the solvent selected.
  • the viscosity of the liquid reaction phase increases with decreasing reaction temperature.
  • the polyisobutene concentration increases in the liquid reaction phase, its viscosity also increases.
  • the viscosity of the liquid reaction phase also increases with increasing molecular weight of the polyisobutene.
  • the person skilled in the art can adjust the viscosity of the liquid reaction phase in a simple manner by varying the polymerization temperature, the stationary concentration of the polyisobutene in the liquid reaction phase or by the type of solvent.
  • the process according to the invention is generally carried out at a polymerization temperature in the range from -60 ° C. to + 40 ° C., preferably below 10 ° C., particularly preferably in the range from 0 ° C. to -40 ° C., and especially in the range from -5 ° C to -30 ° C. If solvents or solvent mixtures with a low viscosity are used, the reaction temperature will tend to be lower, for example below -20 ° C., or the polymer concentration will be increased.
  • Suitable solvents or solvent mixtures for the process according to the invention are those which have a viscosity below 16 mm 2 / s under reaction conditions and which are inert to the reagents used.
  • Suitable solvents are, for example, saturated hydrocarbons, such as n- or iso-butane, pentanes, hexanes and hexane isomers, for example n-hexane, i-octane, cyclo-butane or cyclo-pentane, halogenated hydrocarbons such as methyl chloride, dichloromethane or trichloromethane and also Mi - of the aforementioned compounds.
  • Suitable solvents are also less reactive olefins such as propene, 1-butene, ice and trans 2-butene and pentene mixtures.
  • olefins such as propene, 1-butene, ice and trans 2-butene and pentene mixtures.
  • the solvents are preferably used before they are used in the invention.
  • the concentration of polyisobutene in the liquid reaction mixture can range from 15 to 70% by weight, preferably 20 to
  • the polyisobutene is prepared in the production of polyisobutene with a number-average molecular weight M N in the range from 500 to 5000
  • the concentration of isobutene in the liquid reaction phase is generally in the range from 0.5 to 50% by weight, preferably in the range from 1 to 20% by weight, based on the liquid reaction phase. Concentration figures here and in the following always relate to the weight of the liquid reaction phase. in this connection
  • the molecular weight of the polyisobutene obtained according to the invention increases with increasing isobutene concentration in the liquid reaction phase.
  • the production of polyisobutenes with number average molecular weights M N in the range from 500 to 5000 is preferably carried out at one
  • Lar weight M N above 5000 is preferably carried out at an isobutene concentration in the range of 4 to 50 wt .-%.
  • the process according to the invention is preferably carried out at stationary isobutene concentrations, ie the concentration of the polyisobutene in the liquid reaction phase (ie in the reactor) is kept almost constant during the process according to the invention.
  • the isobutene concentration can be kept constant, for example, by changing the isobutene supply or by adapting the feed / circulation ratio. However, these parameters are preferably kept constant and the isobutene concentration is regulated by manipulating the rate of polymerization.
  • the rate of polymerization can be determined by reaction temperature, i.e. the temperature of the liquid phase in the reactor can be manipulated by the catalyst concentration and the catalyst activity, the latter being able to be adjusted by varying the ratio of boron trifluoride to oxygen-containing compound.
  • the reaction rate (and thus the isobutene concentration) is preferably manipulated exclusively by the catalyst activity and all other parameters are kept almost constant.
  • the catalyst activity decreases with a constant concentration of boron trifluoride with increasing concentration of oxygen-containing compound.
  • Suitable starting materials for the process according to the invention are both isobutene itself and isobutene-containing C 4 hydrocarbon streams, for example C 4 raffinates, C 4 cuts from isobutene dehydrogenation, C 4 cuts from steam crackers, FCC crackers ( FCC: Fluid Catalysed Cracking), provided that they are largely freed from 1,3-butadiene contained therein.
  • C-hydrocarbon streams suitable according to the invention generally contain less than 500 ppm, preferably less than 200 ppm, of butadiene.
  • the presence of butene-1, ice and trans-butene-2 is largely uncritical for the process according to the invention and does not lead to any loss of selectivity.
  • the concentration in the C-hydrocarbon streams is typically in the range from 10 to 60% by weight. At isobutene concentrations ⁇ 40% by weight, it is generally increased to values of at least 40% by weight by mixing with pure isobutene.
  • the hydrocarbons other than isobutene assume the role of an inert solvent.
  • the isobutene feedstock can contain small amounts of contaminants such as water, carboxylic acids or mineral acids without there being any critical drops in yield or selectivity during the polymerization. This results in a lower alcohol / ether consumption, which changes the aforementioned molar ratios in favor of BF 3 .
  • the polymerization is carried out in the presence of boron trifluoride complex catalysts.
  • suitable oxygen-containing compounds are organic compounds having up to 30 carbon atoms and containing at least one oxygen atom bonded to carbon. Examples are C ⁇ -C ⁇ o-alkanols and cycloalkanols, C 2 -C ⁇ 0 diols, C ⁇ -C 2 n-carboxylic acids, C 4 and C 2 -C -C ⁇ -Carbonklaanhydride o-dialkyl ether.
  • boron trifluoride complex catalysts preference is given to monovalent alkanols having 1 to 20 C atoms, in particular having 1 to 4 C atoms, which can optionally be used together with the C 1 -C 2 -dialkyl ethers.
  • the BF 3 concentration in the reactor is generally in the range from 0.01 to 1% by weight, based in particular on the liquid reaction phase, in the range from 0.02 to 0.5% by weight vary in the range from 0.03 to 0.3% by weight.
  • the oxygen-containing compound in the boron trifluoride complex catalyst particularly preferably comprises at least one monohydric, secondary alcohol A having 3 to 20 carbon atoms.
  • suitable secondary alcohols are the following: isopropanol, 2-butanol, and also sec-pentanols, sec. -Hexanols, sec-heptanols, sec-octanols, sec-nonanols, sec-decanols or sec-tridecanols.
  • (poly) etherols of propene and butene oxide can also be used according to the invention.
  • 2-Butanol and in particular isopropanol is preferably used.
  • the oxygen-containing compound in addition to the secondary alcohol A additionally comprises a dialkyl ether B of the general formula R x -0-R 2 , in which the radicals R 1 and R 2 independently of one another for a primary or are secondary alkyl radical having 1 to 10 carbon atoms. At least one of the radicals R 1 , R 2 and in particular both preferably represents a secondary alkyl radical.
  • R 1 and R 2 are to be mentioned for R 1 and R 2 : isopropyl, 2-butyl, sec-pentyl, hexyl, heptyl and octyl, for R 2 additionally methyl, ethyl, Per- pyl, butyl, pentyl and hexyl radicals.
  • Particularly preferred dialkyl ethers B are diisopropyl ether, isopropyl 2-butyl ether and bis-2-butyl ether. It is also favorable if one of the radicals R 1 or R 2 is a tertiary alkyl radical, for example a tert. Butyl radical or a 2, 4,4-trimethylpent-2-yl radical.
  • the molar ratio of alcohol A to dialkyl ether B is generally 1: 100 to 10: 1, preferably 1:50 to 2: 1 and very particularly preferably 1:10 to 1: 1.
  • the boron trifluoride / ether / sec. Alcohol complexes are expediently prepared by introducing gaseous boron trifluoride into the oxygen-containing compound in question or preferably into a solution of the oxygen-containing compounds in question in a solvent. These complexes are generally prepared at temperatures from -60 to + 40 ° C, preferably at -20 to + 40 ° C.
  • Suitable solvents are, for example, hydrocarbons, such as pentane, hexane, isooctane or halogenated hydrocarbons, such as methylene chloride or chloroform.
  • the boron trifluoride complexes can be pre-formed in separate reactors before being used in the process according to the invention, can be stored temporarily after their formation and can be metered into the polymerisation apparatus as required.
  • the activity of the catalyst can be adjusted by adding further oxygen-containing compounds.
  • Another preferred variant consists in that the boron trifluoride complexes are generated in situ in the polymerization apparatus.
  • the oxygen-containing compound in question is fed into the polymerization apparatus together with a solvent, if appropriate, and boron trifluoride in the required amount is dispersed in this mixture of the reactants.
  • the boron trifluoride and the oxygen-containing compound are converted into the boron trifluoride complex.
  • isobutene or the reaction mixture of unreacted isobutene and polyisobutene can act as a solvent in the in situ generation of the boron trifluoride-catalyst complex.
  • the isobutene is of course generally not completely converted and a partial isobutene conversion of max. 80% preferably max. 70% set.
  • a complex of dialkyl ether B and BF 3 is first separated or produced in the solvent feed, which in this case contains no isobutene, to the reactor and only then brought together with the secondary alcohol A in the complex feed or solvent feed to the reactor or only in the reactor.
  • the energy of the complex formation can be dissipated without harmful by-product formation in the production of the alcohol complex.
  • this procedure enables simple manipulation of the catalyst activity via the ratio of boron trifluoride to alcohol.
  • Gaseous boron trifluoride is expediently used as the raw material for the production of the boron trifluoride complexes, technical (still small amounts) containing sulfur dioxide and SiF (purity: 96.5% by weight), but preferably highly pure boron trifluoride (purity: 99.5% by weight) ) can be used.
  • the preformed boron trifluoride complex solution, emulsion or suspension is distributed in accordance with the catalyst requirement in the isobutene or, alternatively, the catalyst is generated in situ in the isobutene stream containing sec-alcohol ether by introducing gaseous boron trifluoride.
  • the polymerization of the isobutene is carried out continuously according to the invention.
  • the process according to the invention is preferably carried out in a loop reactor, that is to say in a tube or tube bundle reactor with constant circulation of the reaction material.
  • the ratio of feed to circulation will vary between 1: 1 and 1: 1000, preferably in the range from 1: 5 to 1: 500, in particular in the range from 1:20 and 1: 200 v / v. It goes without saying that the amount of feed after equilibration of the polymerization reaction is equal to the amount of the reaction product.
  • the reactor can be provided, for example, with suitable internals, such as deflection plates, or the pipe cross sections can be dimensioned such that a sets a suitable flow rate.
  • the ratio of tube length to tube cross section is in the range from 50 to 5000, in particular 100 to 2000.
  • the residence time of the isobutene to be polymerized in the reactor can be 5 seconds to several hours, preferably a residence time of 1 to 30 and particularly preferably 2 to 20 minutes is selected.
  • the gross reaction rate depends on the amount, but above all the molar ratio of the complex used. Almost any gross reaction speed can be set using this ratio.
  • the optimal reaction speed depends on the equipment and depends on the heat dissipation. Short response times are preferred.
  • the heat of polymerization is generally removed using a cooling device which can be operated, for example, with liquid ammonia as the coolant.
  • a cooling device which can be operated, for example, with liquid ammonia as the coolant.
  • Another possibility of deriving the heat of polymerization is evaporative cooling. The heat released is removed by the evaporation of the isobutene and / or other volatile constituents of the isobutene feedstock or the optionally volatile solvent such as ethane, propane or butane, as a result of which the temperature remains constant.
  • the isobutene conversion can be set as desired.
  • the economics of the process are questioned at very low isobutene conversions, whereas at very high isobutene conversions of more than 99% there is a risk of double bond shifts, incorporation of oligomers or of n-butene, if this is contained in the feed, is getting bigger and shorter response times, ie improved heat dissipation are imperative.
  • the isobutene conversion is usually between 20 and 99%, isobutene conversions between 90 and 98% are particularly preferred.
  • reaction conditions described above initially apply to the first reaction stage, in which the isobutene is usually polymerized up to a partial conversion of 95% if further polymerization stages are provided.
  • the second and further polymerization stages are then designed as described in WO 96/40808.
  • the reaction discharge is expediently passed into a medium which deactivates the polymerization catalyst and in this way stops the polymerization.
  • a medium which deactivates the polymerization catalyst and in this way stops the polymerization.
  • water, ethers, alcohols, nitriles such as acetonitrile, ammonia or aqueous solutions of mineral bases such as alkali metal and alkaline earth metal hydroxide solutions, solutions of carbonates of these metals, etc. be used.
  • the polyisobutene is expediently separated by distillation into unreacted isobutene, solvent, oligomers and polyisobutene, after one or more extractions to remove residual amounts of complex - usually methanol or water washes.
  • the isobutene, the solvent and the oligomers can be returned to the polymerization apparatus.
  • the desired polyisobutene is obtained as the bottom product.
  • the present method allows the targeted production of polyisobutenes with a certain molecular weight in a simple manner, the polyisobutene obtainable in each case having both a narrow molecular weight distribution, characterized by a
  • M / M N ⁇ 1.8 for example with an M N of 1000 daltons, and a content of terminal double bonds (vinylidene groups) of at least 50 mol%, in particular at least 80 mol% and especially at least 90 mol%, even with high isobutene conversions ,
  • Another advantage of the method according to the invention is its simple control. So can both the temperature T R of the liquid reaction phase as well as its viscosity ⁇ R and the isobutene concentration CT . can be manipulated in the liquid reaction phase by the activity of the catalyst and thus by the addition of oxygen-containing compound. If the temperature T R increases as a result of an increased rate of polymerization, this deviation can be corrected by increasing the addition of an oxygen-containing compound. If the viscosity ⁇ R drops due to a decreasing polyisobutene concentration or an increase in the isobutene concentration in the liquid reaction phase, this effect can be made too acidic by reducing the ratio of BF 3 .
  • Compound containing compound, at constant BF concentration can be compensated for by slowing the addition of the oxygen-containing compound.
  • the determination of the temperature T R , the viscosity ⁇ R (indirectly via the pump capacity of the circulation pump or the pressure loss in the reactor if it is a tube or tube bundle reactor) and the isobutene concentration c ⁇ (for example by IR or NIR) Spectroscopy) is possible "on-line" and thus allows coupling with the ratio BF 3 to the oxygen-containing compound, for example via the rate of addition of BF and / or the oxygen-containing compound.
  • the process according to the invention is particularly simple if the BF concentration and the temperature T R are kept constant, the latter for example by thermostatting or evaporative cooling and changes in the viscosity ⁇ R or the isobutene concentration ⁇ cj . by changing the rate of addition of the oxygen-containing compound.
  • the rate of addition can be controlled, for example, by adjustable valves or adjustable pumps. Measures for this are known to the person skilled in the art.
  • terminal vinylidene groups or terminal double bonds are understood to mean those double bonds whose position in the polyisobutene macromolecule is determined by the general formula II
  • R represents a polyisobutylene radical.
  • the type and the proportion of existing in accordance with the invention polyisobutene double bonds is determined by the method of the 13 C-NMR spectroscopy, the two in formula Ha with ⁇ and ß-labeled carbon atoms of the terminal double bond in the 1 3 C-NMR spectrum by their signals at the chemical
  • Shifts of 143.6 and 114.4 ppm are identifiable and the molar fraction of the terminal double bonds with respect to other types of double bonds is calculated by determining the peak areas of the signals in relation to the total integral of the olefin signals.
  • the average molar masses (M N ) of the polymers prepared according to the examples were determined by means of gel permeation chromatography (GPC), using standardized polyisobutenes for calibration. From the chromatograms obtained, the number average M N according to the equation
  • dispersity D was determined from the ratio of the weight average molecular weight (M w ) and the number average molecular weight (M N ) according to the equation
  • the viscosity was determined in accordance with DIN 51562, sheets 1 to 4 at the respective internal reactor temperature.
  • Example 1 Preparation of polyisobutene with a molecular weight M N of 910
  • the polymerization reactor consists of a Teflon tube with an inner diameter of 6 mm and a length of 7.6 mm as well as a gear pump, which circulates a reactor content at a flow rate of 50 l / h.
  • the hose and pump have an empty volume of 200 ml.
  • the hose and pump head are in a cold bath, which is cooled to -15.5 ° C using a cryostat.
  • the reactor also has inlets for solvent and isobutene and an outlet for the reaction product which is arranged about 2 cm upstream of the inlet.
  • the starting materials hexane and isobutene are dried over 3 ⁇ molecular sieve to ⁇ 3 ppm water and fed to the reactor via a 2 mm capillary which is cooled to -15.5 ° C.
  • Isopropanol, diisopropyl ether (as a solution of 2 m isopropanol and 2 m diisopropyl ether in hexane) and boron trifluoride are added with the hexane.
  • 300 g / h isobutene and 300 g / h hexane were fed to the reactor.
  • the feed of boron trifluoride via the hexane feed was adjusted to 12.2 mmol / h.
  • the rate of addition of the complexing agent solution was varied via the hexane feed until a stationary isobutene concentration was reached.
  • the reaction temperature was -10 ° C.
  • the feed of diisopropyl ether and isopropanol was 10 mmol / h each.
  • the viscosity of the liquid phase in the reactor was 6.80 mm 2 / sec (determined at -10 ° C according to DIN 51562, sheets 1 to 4).
  • the discharge was subjected to washing with water and then degassed in vacuo (2 mbar) at 230 ° C.
  • the polyisobutene thus obtained had a molecular weight M N of 910 daltons, a dispersity M / M N of about 1.65 and a content of terminal double bonds of 94.2 mol%.

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Abstract

Beschrieben wird ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Polyisobuten mit einem zahlenmittleren Molekulargewicht MN im Bereich von 500 bis 50 000 und einem Gehalt endständiger Doppel-bindungen von wenigstens 50 mol % durch einstufige oder mehrstufige kontinuierliche Polymerisation von Isobuten in flüssiger Phase in Gegenwart eines Katalysators aus Bortrifluorid und wenigstens einer sauerstoffhaltigen Verbindung bei Temperaturen unterhalb +40 °C, dadurch gekennzeichnet, dass die flüssige Reaktionsphase zumindest in der ersten Polymerisationsstufe eine Viskosität im Bereich von 6 bis 20 mm2/s (bestimmt nach DIN 51562) aufweist.

Description

Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Polyisobuten
Beschreibung
Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Polyisobuten mit einem zahlenmittleren Molekulargewicht im Bereich von 500 bis 50 000 und einem Gehalt endständiger Doppelbindungen von wenigstens 50 mol% durch ein- oder mehrstufige, kontinuierliche Polymerisation von Isobuten in flüssiger Phase in Gegenwart eines Katalysators aus Bortrifluorid und wenigstens einer sauerstoffhaltigen Verbindung bei Temperaturen unterhalb +40°C.
Polyisobutene werden üblicherweise durch kationische Polymerisation von Isobuten in flüssiger Phase oder in der Gasphase in Gegenwart von Polymerisationskatalysatoren, wie Aluminiumtrichlorid oder Aluminiumalkylchloriden hergestellt. So hergestellte Poly- isobutene weisen in der Regel nur einen geringen Gehalt (unterhalb 10 mol% ) an endständigen Doppelbindungen und eine vergleichsweise breite Molekulargewichtsverteilung, charakterisiert durch eine Dispersizität oberhalb 2, auf. Unter der Dispersizität versteht man den Quotienten aus gewichtsmittlerem Molekularge- wicht Mw geteilt durch das zahlenmittlere Molekulargewicht MN.
Für eine Reihe von Anwendungen sind Polyisobutene mit zahlenmitt- leren Molekulargewichten MN im Bereich von 500 bis 50 000 Dalton und einem hohen Gehalt, d.h. mindestens 50 mol%, an endständigen Doppelbindungen von Interesse. Derartige Polyisobutene werden als hochreaktive Polyisobutene bezeichnet. Ihre Herstellung erfolgt in der Regel durch Polymerisation von Isobuten oder isobutenhal- tigen Kohlenwasserstoffen mit BF3-Komplexen als Katalysatoren. Sie finden Verwendung als Zwischenprodukte für die Herstellung von Additiven für Schmier- und Kraftstoffe. Das molekulare Bauprinzip dieser Additive beruht auf der Verknüpfung polarer Strukturen mit dem unpolaren, oleophilen Polyisobutenylrest . Die Verknüpfung der polaren Struktur mit dem unpolaren, oleophilen Rest erfolgt durch Funktionalisierung der terminalen Doppelbindung im Polyisobuten, wobei man zunächst eine reaktive Funktionalität, beispielsweise durch Hydroformylierung, durch Epoxidierung, durch Umsetzung mit Phenolen oder Umsetzung mit Maleinsäureanhydrid in das Polyisobuten einführt, die anschließend in einer Folgereaktion, beispielsweise durch Umsetzung mit Ammoniak, Aminen, Aminoalkoholen, Halb- aminalen oder Polyalkylenoxiden, gegebenenfalls unter reduzierenden Bedingungen, modifiziert werden. Kraft- und Schmierstoffadditive auf Basis von Polyisobutenen sind beispielsweise aus der DE-A 2702604, EP-A 244616, EP-A 277345, EP-A 476485, EP-A 539821, EP-A 568873, WO-92/12221, O-92/14806, WO-94/24231, DE-A 3611230 und DE-A 19645430 bekannt. Da bei den vorgenannten Funktionalisierungsreaktionen bevorzugt die endständigen Doppelbindungen (Vinyliden-Doppelbindungen) und nur in untergeordnetem Maße die weiter im Inneren der Polymerkette liegenden Doppelbindungen reagieren, ist der Gehalt an endständigen Doppelbindungen im Polyisobuten ein wesentliches Qualitätskrite- rium. Über die Bildung endständiger Doppelbindungen bei der kationischen Polymerisation von Isobuten sei auf das von Puskas et al., J. Polym. Sei., Symp.56, (1996) S.191 vorgeschlagene Formelschema verwiesen (siehe auch O-96/40808 S.3).
Ein weiteres, wichtiges Qualitätskriterium für reaktive Polyisobutene ist die Breite ihrer Molekulargewichtsverteilung, charakterisiert durch die Dispersizität MW/MN. Dabei werden Dispersizi- täten MW/MN unterhalb 1,8 angestrebt.
Aus der DE-A 2702604 ist ein Verfahren zur Herstellung reaktiver Polyisobutene bekannt, bei dem Isobuten in Gegenwart von Bortri- fluorid bei Temperaturen im Bereich von -50°C bis +30°C polymeri- siert wird. Hierbei werden Polyisobutene mit bis zu 88 mol% endständigen Doppelbindungen erhalten. Polyisobutene mit einer Dis- persizität < 1,8 werden nach diesem Verfahren nicht erhalten.
Die EP-A 145235 lehrt die Herstellung reaktiver Polyisobutene mit einem Gehalt endständiger Doppelbindungen von wenigstens 70 mol%. Dieses Ziel wird erreicht, indem man Isobuten in Gegenwart eines vorgebildeten Komplexes aus Bortrifluorid und einem primären Alkohol bei Temperaturen von -100°C bis +50°C bei einer Kontaktzeit von mehr als 8 min polymerisiert. Zwar werden nach diesem Verfahren auch Polyisobutene mit vergleichsweise enger Molekulargewichtsverteilung erhalten. Das Ziel einer engen Molekularge- wichtsverteilung bei gleichzeitig hohem Gehalt endständiger Doppelbindungen wird hier unter Inkaufnahme eines niedrigen Isobutenumsatzes erzielt, so dass die so gewonnenen Polyisobutene in ihrer Herstellung besonders teuer sind.
Die US 5,286,823 lehrt ein Verfahren zur Polymerisation von Isobuten zu hochreaktivem Polyisobuten in Gegenwart eines Katalysators aus Bortrifluorid und wenigstens einem sekundären Alkohol mit 3 bis 20 Kohlenstoffatomen. In den Beispielen werden Polyisobutene mit zahlenmittleren Molekulargewichten MN im Bereich von 800 bis 2200 Dalton mit einem Gehalt endständiger Doppelbindungen von wenigstens 80 mol% bei Dispersizitäten im Bereich von 1,3 bis 2,0 erhalten. Nach diesem Verfahren gelingt es nicht, gezielt Po- lyisobutene mit einem bestimmten mittleren Molekulargewicht bei einer gleichzeitig geringen Dispersizität und einem hohen Gehalt endständiger Doppelbindungen herzustellen.
Aus der WO-96/40808 ist ein zweistufiges Verfahren zur Herstellung von hochreaktivem Polyisobuten mit zahlenmittleren Molekulargewichten im Bereich von 500 bis 20 000 Dalton und einem Gehalt an endständigen Doppelbindungen von über 80 mol% bekannt.
Der vorliegenden Erfindung liegt somit die Aufgabe zugrunde, ein einfach zu realisierendes, wirtschaftliches Verfahren zur Herstellung von hochreaktivem Polyisobuten bereitzustellen, das bei gegebener Zusammensetzung der Reaktionsmischung das Erreichen eines relativen Optimums hinsichtlich des Gehaltes an endständigen Doppelbindungen erlaubt.
Es wurde überraschenderweise gefunden, dass diese Aufgabe durch ein kontinuierliches Polymerisationsverfahren von Isobuten in flüssiger Phase in Gegenwart von Bortrifluorid-Komplex-Katalysa- toren gelöst wird, wenn die flüssige Reaktionsphase unter Reaktionsbedingungen, d.h. bei Reaktortemperatur bzw. der Temperatur der Reaktionsphase unter Reaktionsbedingungen eine Viskosität im Bereich von 6 bis 20 mm2/s (kinematische Viskosität, bestimmt gemäß DIN 51562, Teil 1-4) aufweist.
Demnach betrifft die vorliegende Erfindung ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Polyisobuten mit einem zahlenmitt- leren Molekulargewicht MN im Bereich von 500 bis 50 000 und einem Gehalt endständiger Doppelbindungen von wenigstens 50 mol% durch ein- oder mehrstufige, kontinuierliche Polymerisation von Isobuten in flüssiger Phase in Gegenwart eines Katalysators aus Bortrifluorid und wenigstens einer sauerstoffhaltigen Verbindung bei Temperaturen unterhalb +40°C, dadurch gekennzeichnet, dass die flüssige Reaktionsphase zumindest in der ersten Polymerisations- stufe eine Viskosität im Bereich von 6 bis 20 mm2/s (bestimmt nach DIN 51562, Teil 1-4) aufweist.
Im Folgenden versteht man unter flüssiger Reaktionsphase die flüssige Mischung aus Isobuten, Polyisobuten, gegebenenfalls Lö- sungsmittel und Polymerisationskatalysator, die sich unter Polymerisationsbedingungen im Polymerisationsreaktor befindet. Konzentrationsangaben sind, sofern nichts anderes angegeben ist, auf das Gesamtgewicht der flüssigen Reaktionsphase bezogen.
Die angegebenen Viskositätswerte entsprechen der kinematischen Viskosität der flüssigen Reaktionsphase (flüssige Reaktionsmischung) unter Reaktionsbedingungen. Vorzugsweise wird das erfin- dungsgemäße Verfahren bei einer Viskosität der flüssigen Reaktionsphase im Bereich von 6 bis 16 mm2/s und insbesondere im Bereich von 7 bis 12 mm2/s durchgeführt. Es wird vermutet, dass bei zu niedrigen Viskositätswerten die schlechte Löslichkeit der BF3-Ka- talysatorkomplexe im Reaktionsmedium zur Ausbildung einer zweiten Flüssigphase führt, wohingegen bei zu hohen Viskositätswerten eine wirksame Wärmeabfuhr aus der flüssigen Reaktionsphase nicht mehr gewährleistet ist. Beide Effekte beeinträchtigen die Polymerqualität, insbesondere hinsichtlich des Gehalts endständiger Doppelbindungen. Vorzugsweise wird das erfindungsgemäße Verfahren bei annähernd konstanter kinematischer Viskosität der flüssigen Reaktionsphase durchgeführt.
Die Viskosität der flüssigen Reaktionsphase hängt von der Reakti- onstemperatur, der Konzentration des Polyisobutens in der flüssigen Reaktionsmischung, dem Molekulargewicht des Polyisobutens und dem gewählten Lösungsmittel ab. So steigt die Viskosität der flüssigen Reaktionsphase mit abnehmender Reaktionstemperatur an. Mit steigender Polyisobutenkonzentration in der flüssigen Reakti- onsphase steigt auch deren Viskosität. Bei vorgegebener Polyisobutenkonzentration steigt mit zunehmendem Molekulargewicht des Polyisobutens auch die Viskosität der flüssigen Reaktionsphase.
Somit kann der Fachmann bei der Herstellung eines Polyisobutens mit bestimmtem Molekulargewicht die Viskosität der flüssigen Reaktionsphase in einfacher Weise durch Variation der Polymerisationstemperatur, der stationären Konzentration des Polyisobutens in der flüssigen Reaktionsphase oder durch die Art des Lösungsmittels einstellen.
Das erfindungsgemäße Verfahren wird in der Regel bei einer Polymerisationstemperatur im Bereich von -60°C bis +40°C, vorzugsweise unterhalb 10°C, besonders bevorzugt im Bereich von 0°C bis -40°C, und speziell im Bereich von -5°C bis -30°C durchgeführt. Bei Ein- satz von Lösungsmitteln oder Lösungsmittelmischungen mit geringer Viskosität wird man die Reaktionstemperatur eher niedriger, beispielsweise unterhalb -20°C wählen, oder die Polymerkonzentration erhöhen.
Für das erfindungsgemäße Verfahren sind solche Lösungsmittel oder Lösungsmittelgemische geeignet, die unter Reaktionsbedingungen eine Viskosität unterhalb 16 mm2/s aufweisen und die gegenüber den eingesetzten Reagenzien inert sind. Geeignete Lösungsmittel sind beispielsweise gesättigte Kohlenwasserstoffe, wie n- oder iso-Bu- tan, Pentane, Hexane und Hexanisomere, z.B. n-Hexan, i-Octan, cyclo-Butan oder cyclo-Pentan, halogenierte Kohlenwasserstoffe wie Methylchlorid, Dichlormethan oder Trichlormethan sowie Mi- schungen der vorgenannten Verbindungen. Geeignete Lösungsmittel sind auch weniger reaktive Olefine wie Propen, 1-Buten, eis und trans 2-Buten und Pentengemische. Bevorzugt sind neben n-Hexan technische Hexan-Gemische, Pentangemische oder Olefingemische mit 5 aliphatischen Anteilen, C4-Kohlenwasserstoffgemische, die bereits das zur Polymerisation erforderliche Isobuten enthalten können, z.B. Steamcracker-Raffinate, C4-Schnitte aus der Isobutendehydrierung wie sie z.B. auch in der WO 96/40808 beschrieben sind. Vorzugsweise werden die Lösungsmittel vor ihrem Einsatz im erfin-
10 dungsgemäßen Verfahren von Verunreinigungen wie Wasser, Carbonsäuren oder Mineralsäuren befreit, beispielsweise durch Adsorption an festen Adsorbentien, wie Aktivkohle, Molekularsieben oder Ionenaustauschern. Geringe Mengen derartiger Verunreinigungen können im erfindungsgemäßen Verfahren jedoch toleriert werden,
15 ohne dass es zu kritischen Selektivitätseinbußen bei der Polymerisation kommt.
Die Konzentration an Polyisobuten in der flüssigen Reaktionsmischung kann im Bereich von 15 bis 70 Gew.-%, vorzugsweise 20 bis
20 60 Gew.-%, variiert werden, wobei diese Grenzen durch die Viskosität der jeweiligen Polyisobutenlösung vorgegeben sind. Üblicherweise wird man eine möglichst hohe Polyisobutenkonzentration wählen, um Einflüsse durch Verunreinigungen im Lösungsmittel weitgehend auszuschließen und die Kapazität der Anlage, d.h. des
25 Polymerisationsreaktors möglichst hoch zu halten. Da die Viskosität einer Polyisobutenlösung bei vorgegebener Konzentration mit zunehmendem Molekulargewicht des Polyisobutens ansteigt, stellt man bei der Herstellung von Polyisobuten mit einem zahlenmittleren Molekulargewicht MN im Bereich von 500 bis 5000 die Polyisobu-
30 tenkonzentration vorzugsweise auf einen Wert im Bereich von 40 bis 70 Gew.-%, bezogen auf das Gesamtgewicht der Reaktionsphase, bei der Herstellung von Polyisobuten mit höherem Molekulargewicht entsprechend niedriger ein.
35 Die Konzentration des Isobutens in der flüssigen Reaktionsphase liegt in der Regel im Bereich von 0,5 bis 50 Gew.-%, vorzugsweise im Bereich von 1 bis 20 Gew.-%, bezogen auf die flüssige Reaktionsphase. Konzentrationsangaben beziehen sich hier und im Folgenden stets auf das Gewicht der flüssigen Reaktionsphase. Hierbei
40 ist zu berücksichtigen, dass das Molekulargewicht des erfindungsgemäß erhaltenen Polyisobutens mit zunehmender Isobutenkonzentration in der flüssigen Reaktionsphase ansteigt. Bei der Herstellung von Polyisobutenen mit zahlenmittleren Molekulargewichten MN im Bereich von 500 bis 5000 arbeitet man vorzugsweise bei einer
45 Isobutenkonzentration im Bereich von 1 bis 20 Gew.-% und insbesondere 1,5 bis 15 Gew.-%, insbesondere 2 bis 10 Gew.-%. Bei der Herstellung von Polyisobutenen mit einem zahlenmittleren Moleku- largewicht MN oberhalb 5000 arbeitet man bevorzugt bei einer Isobutenkonzentration im Bereich von 4 bis 50 Gew.-%. Im erfindungsgemäßen Verfahren arbeitet man bevorzugt bei stationären Isobutenkonzentrationen, d.h. die Konzentration des Polyisobutens in der flüssigen Reaktionsphase (d.h. im Reaktor) wird während des erfindungsgemäßen Verfahrens nahezu konstant gehalten.
Die Isobutenkonzentration kann beispielsweise durch Veränderung der Isobutenzufuhr oder durch Anpassung des Zulauf/Umlaufverhält- nisses konstant gehalten werden. Vorzugsweise hält man jedoch diese Parameter konstant und reguliert die Isobutenkonzentration durch Manipulation der Polymerisationsgeschwindigkeit. Die Polymerisationsgeschwindigkeit kann durch Reaktionstemperatur, d.h. die Temperatur der flüssigen Phase im Reaktor, durch die Kataly- satorkonzentration und die Katalysatoraktivität manipuliert werden, wobei letztere durch Variation des Verhältnisses von Bortri- fluorid zu Sauerstoffhaltiger Verbindung eingestellt werden kann. Vorzugsweise manipuliert man die Reaktionsgeschwindigkeit (und damit die Isobutenkonzentration) auschließlich durch die Kataly- satoraktivät und hält alle übrigen Parameter nahezu konstant.
Hierbei gilt, daß die Katalysatoraktivität bei konstanter Bortri- fluorid-Konzentration mit steigender Konzentration an Sauerstoff- haltiger Verbindung abnimmt.
Als Einsatzstoffe für das erfindungsgemäße Verfahren eignen sich sowohl Isobuten selber als auch Isobuten-haltige C4-Kohlenwasser- stoffströme, beispielsweise C4-Raffinate, C4-Schnitte aus der Isobuten-Dehydrierung, C4-Schnitte aus Steamcrackern, FCC-Crackern (FCC: Fluid Catalysed Cracking), sofern sie weitgehend von darin enthaltenen 1,3-Butadien befreit sind. Erfindungsgemäß geeignete C -Kohlenwasserstoffströme enthalten in der Regel weniger als 500 ppm, vorzugsweise weniger als 200 ppm Butadien. Die Anwesenheit von Buten-1, eis- und trans-Buten-2 ist für das erfindungsgemäße Verfahren weitgehend unkritisch und führt nicht zu Selek- tivitätsverlusten. Typischerweise liegt die Konzentration in den C-Kohlenwasserstoffströmen im Bereich von 10 bis 60 Gew.-%. Bei Isobutenkonzentrationen <40 Gew.-% wird sie in der Regel durch Mischen mit Reinisobuten auf Werte von mindestens 40 Gew.-% angehoben. Bei Einsatz von C4-Schnitten als Einsatzmaterial übernehmen die von Isobuten verschiedenen Kohlenwasserstoffe die Rolle eines inerten Lösungsmittels . Der Isobuten-Feedstock kann geringe Mengen an Kontaminanten wie Wasser, Carbonsäuren oder Mineralsäuren enthalten, ohne daß es zu kritischen Ausbeute- oder Selektivitätseinbrüchen bei der Polymerisation kommt. Dies bewirkt einen ge- ringeren Alkohol/Etherverbrauch, der die vorgenannten Molverhältnisse zugunsten von BF3 verändert. Es ist aber zweckdienlich und vorteilhaft, eine Anreicherung dieser Verunreinigungen in der An- läge zu vermeiden, indem man solche Schadstoffe beispielsweise durch Adsorption an festen Adsorbentien, wie Aktivkohle, Molekularsiebe oder Ionenaustauscher aus dem isobutenhaltigen Feedstock entfernt.
Im erfindungsgemäßen Verfahren wird die Polymerisation in Gegenwart von Bortrifluorid-Komplexkatalysatoren durchgeführt. Hierunter versteht man Katalysatoren aus Bortrifluorid und wenigstens einer sauerstoffhaltigen Verbindung. Geeignete Sauerstoffhaltige Verbindungen sind neben Wasser organische Verbindungen mit bis zu 30 Kohlenstoffatomen, die wenigstens ein an Kohlenstoff gebundenes Sauerstoffatom enthalten. Beispiele hierfür sind Cι-Cιo-Alka- nole und Cycloalkanole, C2-Cι0-Diole, Cι-C2n-Carbonsäuren, C4-Cι -Carbonsäureanhydride sowie C2-C o-Dialkylether . Hierunter bevorzugt werden einwertige Alkanole mit 1 bis 20 C-Atomen, insbesondere mit 1 bis 4 C-Atomen, die gegebenenfalls zusammen mit den Cι-C2o-Dialkylethern eingesetzt werden können. Erfindungsgemäß bevorzugt werden in Bortrifluorid-Komplex-Katalysatoren Molverhältnisse von Bortrifluorid zu sauerstoffhaltiger Verbindung im Bereich von 1:1 bis 1:2, insbesondere im Bereich von 1:1,1 bis
1:1,9 und speziell im Bereich von 1:1,2 bis 1:1,8. Die BF3-Konzen- tration im Reaktor wird man in der Regel im Bereich von 0,01 bis 1 Gew.-%, bezogen auf die flüssige Reaktionsphase, insbesondere im Bereich von 0,02 bis 0,5 Gew.-% und speziell im Bereich von 0,03 bis 0,3 Gew.-% variieren.
Im erfindungsgemäßen Verfahren umfasst die sauerstoffhaltige Verbindung im Bortrifluorid-Komplex-Katalysator besonders bevorzugt wenigstens einen einwertigen, sekundären Alkohol A mit 3 bis 20 Kohlenstoffatomen. Beispielhaft für geeignete sekundäre Alkohole seien die folgenden genannt: Isopropanol, 2-Butanol, sowie ferner sek.-Pentanole, sek. -Hexanole, sek.-Heptanole, sek.-Octanole, sek.-Nonanole, sek.-Decanole oder sek.-Tridecanole. Außer einwertigen, sekundären Alkoholen können auch (poly-)Etherole des Pro- pen- und Butenoxids erfindungsgemäß verwendet werden. Bevorzugt wird 2-Butanol und insbesondere Isopropanol verwendet.
Im erfindungsgemäßen Verfahren hat es sich als besonders vorteilhaft herausgestellt, wenn die sauerstoffhaltige Verbindung neben dem sekundären Alkohol A zusätzlich einen Dialkylether B der allgemeinen Formel Rx-0-R2 umfasst, worin die Reste R1 und R2 unabhängig voneinander für einen primären oder sekundären Alkylrest mit 1 bis 10 Kohlenstoffatomen stehen. Vorzugsweise steht wenigstens einer der Reste R1, R2 und insbesondere beide für einen se- kundären Alkylrest. Im einzelnen sind beispielsweise für R1 und R2 folgende Reste zu nennen: Isopropyl-, 2-Butyl-, sek.-Pentyl-, He- xyl-, Heptyl- und Octyl-, für R2 zusätzlich Methyl-, Ξthyl-, Pro- pyl-, Butyl-, Pentyl- und Hexylreste. Besonders bevorzugte Dialkylether B sind Diisopropylether , Isopropyl-2-butylether und Bis-2-butylether . Günstig ist auch, wenn einer der Reste R1 oder R2 ein tertiärer Alkylrest, z.B. ein tert. Butylrest oder ein 2 , 4,4-Trimethylpent-2-yl-Rest, ist.
In diesen bevorzugten Bortrifluorid-Komplex-Katalysatoren beträgt das molare Verhältnis von Alkohol A zu Dialkylether B in der Regel 1:100 bis 10:1, vorzugsweise 1:50 bis 2:1 und ganz besonders bevorzugt 1:10 bis 1:1.
Die Bortrifluorid/Ether/sek. -Alkoholkomplexe werden zweckmäßigerweise durch Einleiten von gasförmigem Bortrifluorid in die betreffende sauerstoffhaltige Verbindung oder vorzugsweise in eine Lösung der betreffenden sauerstoffhaltigen Verbindungen in einem Lösungsmittel hergestellt. Die Darstellung dieser Komplexe erfolgt in der Regel bei Temperaturen von -60 bis +40°C, vorzugsweise bei -20 bis +40°C. Geeignete Lösungsmittel sind beispielsweise Kohlenwasserstoffe, wie Pentan, Hexan, Isooctan oder halo- genierte Kohlenwasserstoffe, wie Methylenchlorid oder Chloroform.
Die Bortrifluorid-Komplexe können in separaten Reaktoren vor ihrem Einsatz im erfindungsgemäßen Verfahren vorgebildet werden, nach ihrer Bildung zwischengelagert und je nach Bedarf in die Po- lymerisationsapparatur eindosiert werden. Dabei kann die Aktivität des Katalysators durch Zugabe weiterer sauerstoffhaltiger Verbindungen eingestellt werden.
Eine andere, bevorzugte Variante besteht darin, daß man die Bor- trifluorid-Komplexe in situ in der Polymerisationsapparatur erzeugt. Bei dieser Verfahrensweise wird die betreffende Sauersoff- haltige Verbindung gegebenenfalls gemeinsam mit einem Lösungsmittel in die Polymerisationsapparatur eingespeist und Bortrifluorid in der erforderlichen Menge in dieser Mischung der Reaktanten dispergiert. Hierbei setzt sich das Bortrifluorid und die sauer- stoffhaltige Verbindung zum Bortrifluorid-Komplex um. Anstelle eines zusätzlichen Lösungsmittels kann bei der in situ-Erzeugung des Bortrifluorid-Katalysator-Komplexes Isobuten oder die Reaktionsmischung aus nicht umgesetztem Isobuten und Polyisobuten als Lösungsmittel fungieren. Dient die Reaktionsmischung aus Polyiso- buten-haltigem Isobuten als Lösungsmittel, wird selbstverständlich das Isobuten in der Regel nicht vollständig umgesetzt und zweckmäßigerweise ein Isobuten-Teilumsatz von max. 80 % vorzugsweise max. 70 % eingestellt. In einer bevorzugten Ausführungsform wird zunächst ein Komplex aus Dialkylether B und BF3 getrennt oder im Lösemittelzulauf, der in diesem Fall kein Isobuten enthält, zum Reaktor hergestellt und erst dann im Komplexzulauf oder Lösemittelzulauf zum Reaktor oder erst im Reaktor mit dem sekundären Alkohol A zusammengebracht. Dadurch kann die Energie der Komplexbildung ohne schädliche Nebenproduktbildung bei der Erzeugung des Alkoholkomplexes abgeführt werden. Außerdem ermöglicht diese Vorgehensweise eine simple Manipulation der Katalysatoraktivität über das Verhältnis von Bortrifluorid zu Alkohol.
Als Rohstoff zur Herstellung der Bortrifluorid-Komplexe wird zweckmäßigerweise gasförmiges Bortrifluorid benutzt, wobei technisches, noch geringe Mengen Schwefeldioxid und SiF enthaltenes (Reinheit: 96,5 Gew.-%), vorzugsweise aber hochreines Bortrifluorid (Reinheit: 99,5 Gew.-%) verwendet werden kann.
Zur erfindungsgemäßen Herstellung hochreaktiver Polyisobutene wird also die vorgebildete Bortrifluorid-Komplexlösung, Emulsion oder Suspension entsprechend dem Katalysatorbedarf im Isobuten verteilt oder alternativ der Katalysator im sek.-Alkohol-Ether- haltigen Isobutenstrom durch Einleiten von gasförmigem Bortri- fluorid in situ erzeugt.
Die Polymerisation des Isobutens wird erfindungsgemäß kontinuierlich durchgeführt. Zu diesem Zweck arbeitet man in an sich herkömmlichen Reaktoren, wie Rohrreaktoren, Rohrbündelreaktoren oder Rührkesseln. Bevorzugt wird das erfindungsgemäße Verfahren in einem Schlaufenreaktor, also einem Rohr- oder Rohrbündelreaktor mit stetigem Umlauf des Reaktionsgutes, durchgeführt. In der Regel wird man das Verhältnis von Zulauf zu Umlauf zwischen 1 : 1 und 1:1000, vorzugsweise im Bereich von 1:5 bis 1:500, insbesondere im Bereich von 1:20 und 1:200 v/v variieren. Es versteht sich von selbst, daß die Zulaufmenge nach Äquilibrierung der Polymerisati- onsreaktion gleich der Menge des Reaktionsaustrages ist.
Zur Vermeidung hoher lokaler und stationärer Katalysatorkonzentrationen in der Polymerisationsapparatur, die Anlaß zu Doppelbindungsverschiebungen geben können, ist es zweckmäßig, sowohl bei der Einleitung vorgeformter Katalysatorkomplexe in den Reaktor, als auch bei der in situ-Darstellung der Bortrifluorid-Komplexe im Reaktor für eine gute Durchmischung aller Reaktionspartner schon bei der Einleitung in den Reaktor zu sorgen. Des weiteren ist es zweckdienlich, eine turbulente Strömung des Reakti- onsgutes im Reaktor zu erzeugen, wozu der Reaktor beispielsweise mit geeigneten Einbauten, wie Umlenkblechen, versehen oder die Rohrquerschnitte so dimensioniert werden können, daß sich eine geeignete Strömungsgeschwindigkeit einstellt. Bei Rohr- oder Rohrbündelreaktoren liegt das Verhältnis von Rohrlänge zu Rohrquerschnitt im Bereich von 50 bis 5000, insbesondere 100 bis 2000.
Die Verweilzeit des zu polymerisierenden Isobutens im Reaktor kann 5 sec. bis mehrere Stunden betragen, vorzugsweise wird eine Verweilzeit von 1 bis 30 und besonders bevorzugt, von 2 bis 20 Minuten gewählt. Die Bruttoreaktionsgeschwindigkeit ist von der Menge, vor allem aber dem Molverhältnis des eingesetzten Komplexes abhängig. Über dieses Verhältnis ist nahezu jede Bruttoreaktionsgeschwindigkeit einstellbar. Die optimale Reaktionsgeschwindigkeit ist apparativ bedingt und richtet sich nach der Wärmeabfuhr. Kurze Reaktionszeiten sind bevorzugt.
Da die Polymerisationsreaktion exotherm verläuft, wird die Polymerisationswärme in der Regel mit Hilfe einer Kühlvorrichtung, die beispielsweise mit flüssigem Ammoniak als Kühlmittel betrieben werden kann, abgeführt. Eine andere Möglichkeit die Polyme- risationswarme abzuleiten, ist die Siedekühlung. Dabei wird die freiwerdende Wärme durch die Verdampfung des Isobutens und/oder anderer leicht flüchtiger Bestandteile des Isobuten-Feedstocks oder des gegebenenfalls leichtflüchtigen Lösungsmittels wie Ethan, Propan oder Butan abgeführt, wodurch die Temperatur kon- stant bleibt.
Der Isobutenumsatz kann prinzipiell beliebig eingestellt werden. Es versteht sich aber von selbst, daß bei sehr niedrigen Isobutenumsätzen die Wirtschaftlichkeit des Verfahrens in Frage ge- stellt ist, wohingegen bei sehr hohen Isobutenumsätzen von mehr als 99% die Gefahr von Doppelbindungsverschiebungen, ein Einbau von Oligomeren oder von n-Buten, wenn dieses im Feed enthalten ist, immer größer wird und kürzere Reaktionszeiten, d.h. verbesserte Wärmeabfuhr zwingend erforderlich werden. Üblicherweise be- trägt der Isobutenumsatz aus diesen Gründen zwischen 20 und 99%, besonders bevorzugt sind Isobutenumsätze zwischen 90 und 98%. Überraschenderweise finden bei diesen hohen Isobutenumsätzen unter Verwendung des erfindungsgemäßen Katalysatorsystems Doppelbindungsverschiebungen nur in geringem Umfang statt und das dabei erhältliche Polymerisat hat immer noch einen Anteil von mehr als 80 mol% endständigen Vinylidengruppen. Zur Erzeugung von Polyisobuten mit mehr als 90 mol% endständigen Doppelbindungen wird bevorzugt (bei einem Feed mit einer Isobutenkonzentration von wenigstens 50 Gew.-%) ein Isobutenumsatz von bis zu 99%, vorzugs- weise ein Isobutenumsatz zwischen 90 und 99% und insbesondere zwischen 94 und 99% eingestellt. Das erfindungsgemäße Verfahren kann ein- oder mehrstufig durchgeführt werden, wobei die einstufige Fahrweise bevorzugt ist. Dabei gelten die vorstehend beschriebenen Reaktionsbedingungen zunächst für die erste Reaktionsstufe, bei der in der Regel das Isobuten bis zu einem Teilumsatz von 95% polymerisiert wird, wenn weitere Polymerisationsstufen vorgesehen sind. Die Ausgestaltung der zweiten und weiteren Polymerisationsstufen erfolgt dann, wie in der WO 96/40808 beschriebenen Weise.
Zur Aufarbeitung wird der Reaktionsaustrag zweckmäßigerweise in ein Medium geleitet, das den Polymerisationskatalysator desakti- viert und auf diese Weise die Polymerisation abbricht. Dazu können beispielsweise Wasser, Ether, Alkohole, Nitrile wie Acetoni- tril, Ammoniak oder wäßrige Lösungen von Mineralbasen, wie Alka- limetall- und Erdalkalimetall-Hydroxidlösungen, Lösungen von Car- bonaten dieser Metalle u.a. verwendet werden.
Im weiteren Gang der Aufarbeitung wird das Polyisobuten, zweckmäßigerweise nach einer oder mehreren Extraktionen zur Entfernung von Restmengen an Komplex - üblicherweise Methanol- oder Wasserwäschen - destillativ in nicht umgesetztes Isobuten, Lösungsmittel, Oligomere und Polyisobuten getrennt. Das Isobuten, das Lösungsmittel und die Oligomeren können in die Polymerisationsapparatur zurückgeführt werden. Das gewünschte Polyisobuten fällt als Sumpfprodukt an.
Das vorliegende Verfahren erlaubt in einfacher Weise die gezielte Herstellung von Polyisobutenen mit einem bestimmten Molekulargewicht, wobei das jeweils erhältliche Polyisobuten sowohl eine enge Molekulargewichtsverteilung, charakterisiert durch ein
M/MN < 1,8, z.B. bei einem MN von 1000 Dalton, und einen Gehalt an endständigen Doppelbindungen (Vinyliden Gruppierungen) von wenigstens 50 mol%, insbesondere wenigstens 80 mol% und speziell wenigstens 90 mol% auch bei hohen Isobutenumsätzen erlaubt.
Ein weiterer Vorteil des erfindungsgemäßen Verfahrens ist seine einfache Steuerung. So kann sowohl die Temperatur TR der flüssigen Reaktionsphase als auch ihre Viskosität ηR und die Isobutenkonzentration CT. in der flüssigen Reaktionsphase durch die Aktivität des Katalysators und damit durch die Zugabe an sauerstoffhaltiger Verbindung manipuliert werden. Steigt also die Temperatur TR an als Folge einer erhöhten Polymerisationsgeschwindigkeit, kann diese Abweichung durch verstärkte Zugabe sauerstoffhaltiger Verbindung korrigiert werden. Sinkt die Viskosität ηR wegen einer ab- nehmenden Polyisobutenkonzentration bzw. einer Zunahme der Isobutenkonzentration in der flüssigen Reaktionsphase ab, so kann dieser Effekt durch Verringerung des Verhältnisses von BF3 zu sauer- stoffhaltiger Verbindung, bei konstanter BF -Konzentration durch Verlangsamung der Zugabe der sauerstoffhaltigen Verbindung ausgeglichen werden. Die Bestimmung der Temperatur TR, der Viskosität ηR (indirekt über die Pumpleistung der Umwälzpumpe oder den Druck- verlust im Reaktor, wenn es sich um einen Rohr- oder Rohrbündelreaktor handelt) und der Isobutenkonzentration cτ (beispielsweise durch IR- oder NIR-Spektroskopie) ist "on-line" möglich und erlaubt damit eine Kopplung mit dem Verhältnis BF3 zu der sauerstoffhaltigen Verbindung, z.B. über die Zugabegeschwindigkeit von BF und/oder der sauerstoffhaltigen Verbindung. Besonders einfach gestaltet sich das erfindungsgemäße Verfahren, wenn man die BF-Konzentration und die Temperatur TR konstant hält, letztere z.B. durch Thermostatisierung oder Siedekühlung und Veränderungen der Viskosität ΔηR bzw. der Isobutenkonzentration Δcj. durch Verän- derung der Zugabegeschwindigkeit der sauerstoffhaltigen Verbindung ausgleicht. Zu diesem Zweck kann man beispielsweise die "online" ermittelten Größen ηR (über die Pumpleistung oder den Druckverlust im Reaktor) oder ci (z.B. durch IR- oder NIR-Spektroskopie) mit der Zugabegeschwindigkeit der sauerstoff altigen Verbin- düng koppeln. Die Zugabegeschwindigkeit kann beispielsweise durch regulierbare Ventile oder regulierbare Pumpen gesteuert werden. Maßnahmen hierzu sind dem Fachmann bekannt.
Beispiele
Analytik:
1. Unter endständigen Vinylidengruppierungen oder endständigen Doppelbindungen werden im Sinne der vorliegenden Anmeldung solche Doppelbindungen verstanden, deren Lage im Polyisobu- tenmakromolekül, durch die allgemeine Formel II
Figure imgf000013_0001
beschrieben wird, in der R für einen Polyisobutylenrest steht. Die Art und der Anteil der im erfindungsgemäß hergestellten Polyisobuten vorhandenen Doppelbindungen wird mit Hilfe der Methode der 13C-NMR-Spektroskopie bestimmt, wobei die beiden in Formel Ha mit α und ß markierten Kohlenstoffatome der endständigen Doppelbindung im 13C-NMR-Spektrum durch ihre Signale bei der chemischen
Verschiebung von 143,6 bzw. 114,4 ppm identifizierbar sind und der molare Anteil der endständigen Doppelbindungen bezüglich anderer Arten von Doppelbindungen über die Ermittlung der Peakflächen der Signale in Relation zum Gesamtintegral der Olefinsignale errechnet wird.
2. Die mittleren Molmassen (MN) der gemäß den Beispielen hergestellten Polymere wurden mittels Gelpermeationschromato- graphie (GPC) bestimmt, wobei standardisierte Polyisobutene zur Eichung verwendet wurden. Aus den erhaltenen Chromato- grammen wurde das Zahlenmittel MN nach der Gleichung
ΣCi
MN =
Mi
berechnet, in der ci für die Konzentration der einzelnen Po- lymerspecies i im erhaltenen Polymergemisch steht und in der Mi das Molekulargewicht der einzelnen Polymerspecies i bedeutet. Die MolekulargewichtsVerteilung, im folgenden als Dispersizität D bezeichnet, wurde aus dem Verhältnis von Gewichtsmittel des Molekulargewichts (Mw) und Zahlenmittel des Molekulargewichts (MN) nach der Gleichung
J = D MN errechnet. Das Gewichtsmittel Mw wurde aus den erhaltenen Chromatogrammen mit Hilfe der Formel
_ ΣeiMi M„ = 2cT~
bestimmt.
Die Bestimmung der Viskosität erfolgte nach DIN 51562, Blatt 1 bis 4 bei der jeweiligen Reaktorinnentemperatur.
Beispiel 1: Herstellung von Polyisobuten mit einem Molekulargewicht MN von 910
Der Polymerisationsreaktor besteht aus einem Teflonschlauch mit einem Innendurchmesser von 6 mm und einer Länge von 7,6 mm sowie einer Zahnradpumpe, die einen Reaktorinhalt mit einer Fließgeschwindigkeit von 50 1/h im Kreis führt. Schlauch und Pumpe haben ein Leervolumen von 200 ml. Schlauch und Pumpenkopf befinden sich in einem Kältebad, das auf -15,5°C mittels eines Kryostaten gekühlt wird. Zusätzlich weist der Reaktor noch Einlasse für Lö- sungsmittel und Isobuten und einen etwa 2 cm stromaufwärts vom Einlaß angeordneten Auslaß für das Reaktionsprodukt auf. Die Einsatzstoffe Hexan und Isobuten werden über Molekularsieb 3 Ä auf <3 ppm Wasser getrocknet und über eine 2 mm Kapillare, die auf -15,5°C gekühlt wird, dem Reaktor zugeführt. Mit dem Hexan wird Isopropanol, Diisopropylether (als Lösung von 2 m Isopropa- nol und 2 m Diisopropylether in Hexan) und Bortrifluorid zugeführt .
Dem Reaktor wurden 300 g/h Isobuten und 300 g/h Hexan zugeführt. Die Zufuhr von Bortrifluorid über den Hexanzulauf wurde auf 12,2 mmol/h eingestellt. Über den Hexanzulauf wurde die Zugaberate der Komplexbildner-Lösung solange variiert, bis eine stationäre Isobutenkonzentration erreicht war. Die Reaktionstemperatur betrug -10°C. Der Zulauf an Diisopropylether und Isopropanol betrug je 10 mmol/h. Die Viskosität der im Reaktor befindlichen flüssigen Phase betrug 6,80 mm2/sec (bestimmt bei -10°C nach DIN 51562, Blatt 1 bis 4). Der Austrag wurde einer Wäsche mit Wasser unterworfen und anschließend im Vakuum (2 mbar) bei 230°C entgast. Das so erhaltene Polyisobuten hatte ein Molekulargewicht MN von 910 Dalton, eine Dispersizität M /MN von etwa 1,65 und einen Gehalt an endständigen Doppelbindungen von 94,2 mol% .
Vergleichsbeispiel 1:
In der in Beispiel 1 beschriebenen Apparatur wurde gemäß der dort beschriebenen Vorgehensweise 200 g/h Isobuten und 400 g Hexan zugeführt. Die stationäre Isobutenkonzentration lag bei 2,0 Gew.-% bei einer Reaktorinnentemperatur von -10°C und einer Badtemperatur von -13,5°C. Der BF3-Zulauf betrug 12,2 mmol/h. Unter diesen Bedingungen lag der Zulauf an Diisopropylether und Isopropanol je- weils bei 9,6 mmol/h. Die Viskosität der im Reaktor befindlichen flüssigen Phase lag bei 2,37 mm2/sec (bestimmt bei -10°C). Das nach Aufarbeitung erhaltene Polyisobuten hatte ein MN von 820 Dalton, die Dispersizität lag bei 1,69. Der Gehalt an endständigen Doppelbindungen lag lediglich bei 88,3 mol%.

Claims

Patentansprüche
1. Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Polyisobuten mit einem zahlenmittleren Molekulargewicht MN im Bereich von 500 bis 50 000 und einem Gehalt endstandiger Doppelbindungen von wenigstens 50 mol% durch einstufige oder mehrstufige kontinuierliche Polymerisation von Isobuten in flüssiger Phase in Gegenwart eines Katalysators aus Bortrifluorid und wenigstens einer sauerstoffhaltigen Verbindung bei Temperaturen unterhalb +40°C, dadurch gekennzeichnet, dass die flüssige Reaktionsphase zumindest in der ersten Polymerisationsstufe eine Viskosität im Bereich von 6 bis 20 mm2/s (bestimmt nach DIN 51562) aufweist.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass man die Polymerisation bei einer stationären Isobutenkonzentration im Bereich von 1 bis 20 Gew.-% durchführt.
3. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass man die Polymerisation bei konstanter Viskosität durchführt.
4. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Konzentration des Katalysators in der flüssigen Reaktionsphase, berechnet als Bortrifluorid, im Bereich von 0,01 bis 1 Gew.-% liegt.
5. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das Molverhältnis von Bortrifluorid zu sauerstoffhaltiger Verbindung im Bereich von 1:1 bis 1:2 liegt.
6. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die sauerstoffhaltige Verbindung wenigstens einen sekundären Alkohol A mit 3 bis 20 C-Atomen umfasst.
7. Verfahren nach Anspruch 6, dadurch gekennzeichnet, dass die sauerstoffhaltige Verbindung zusätzlich wenigstens einen Dialkylether B der Formel Rx-0-R2 umfasst, worin R1 und R2 unabhängig voneinander für primäre oder sekundäre Alkylreste mit 1 bis 10 C-Atomen stehen.
8. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass man die Polymerisation einstufig durchführt.
5 9. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass man die Polymerisation als ein Umlauf- Verfahren mit einem Zulauf-/Umlauf-Verhältnis im Bereich von 1:5 bis 1:500 durchführt.
10 10. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass man wenigstens einen der Reaktionsparameter, ausgewählt unter der Temperatur TR der flüssigen Reaktionsphase, der Viskosität ηR der flüssigen Reaktionsphase oder der Isobutenkonzentration CT. der flüssigen Reaktions-
15 phase durch Zugabe der sauerstoffhaltigen Verbindung manipuliert.
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JP2001530388A JP5166663B2 (ja) 1999-10-11 2000-10-10 ポリイソブテンの連続的製造方法
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Cited By (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP1242464A1 (de) * 1999-09-16 2002-09-25 Texas Petrochemicals LP Verfahren zur herstellung von polyolefinprodukten
WO2003020822A2 (de) * 2001-08-29 2003-03-13 Basf Aktiengesellschaft Polymerzusammensetzung, enthaltend wenigstens ein mittelmolekulares reaktives polyisobuten
US6884858B2 (en) 1999-10-19 2005-04-26 Texas Petrochemicals Lp Process for preparing polyolefin products
US7056990B2 (en) 1999-10-19 2006-06-06 Texas Petrochemicals, Lp Process for producing mid-range vinylidene content polyisobutylene polymer products
EP2277926A3 (de) * 1999-09-16 2011-05-25 TPC Group LLC Verfahren zur Herstellung von Polyolefinen
WO2013104559A1 (de) * 2012-01-09 2013-07-18 Basf Se Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von polyisobutylen
WO2013120859A1 (de) 2012-02-17 2013-08-22 Basf Se Bortrifluorid-katalysatorkomplex und verfahren zur herstellung von hochreaktiven isobutenho-mopolymeren
US8853336B2 (en) 2012-02-17 2014-10-07 Basf Se Boron trifluoride-catalyst complex and process for preparing high-reactivity isobutene homopolymers
US9809665B2 (en) 2009-05-19 2017-11-07 Tpc Group Llc Polyisobutylene production process with improved efficiencies and/or for forming products having improved characteristics and polyisobutylene products produced thereby
US11072570B2 (en) 2012-01-09 2021-07-27 Basf Se Process for continuously preparing polyisobutylene

Families Citing this family (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6992152B2 (en) * 1999-10-19 2006-01-31 Texas Petrochemicals Lp Apparatus and method for controlling olefin polymerization process
DE10118181A1 (de) 2001-04-11 2002-10-17 Basf Ag Abtrennung nicht umgesetzten Isobutens bei der Polymerisation von Isobuten
DE10118182A1 (de) 2001-04-11 2002-10-17 Basf Ag Verfahren zur Aufarbeitung eines flüssigen Reaktionsaustrages der kationischen Polymerisation von Isobuten
WO2002100153A2 (en) * 2001-06-08 2002-12-19 Texas Petrochemicals Lp Improved cling film with enhanced polyisobutylene tackifier
DE102005031527A1 (de) * 2005-06-30 2007-01-04 Gardena Manufacturing Gmbh Aufbewahrungseinrichtung für Gartenschlauch
DE102005049236A1 (de) * 2005-10-14 2007-04-19 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Polyisobuten
CN101732976B (zh) * 2009-12-31 2012-06-20 中电投远达环保工程有限公司 改善烟气脱硫工艺中脱硫石膏品质的方法及烟气脱硫装置
CN102050901B (zh) * 2010-11-23 2012-07-25 中国石油天然气股份有限公司吉林石化分公司 三氟化硼引发体系中分子量聚异丁烯的制备方法
US9562117B2 (en) * 2010-11-30 2017-02-07 Basf Se Preparation of derivatives of isobutene copolymers
BR112014009478B1 (pt) * 2011-10-26 2021-09-21 Tpc Group Llc Método de preparação de um polímero de poli-isobutileno em um reator loop de recirculação
CN103788317B (zh) * 2012-10-30 2016-05-25 中国石油化工股份有限公司 一种含烯烃类不饱和键的聚合物加氢反应方法
SG11202000231QA (en) * 2017-07-13 2020-02-27 Arlanxeo Deutschland Gmbh Process for the production of isobutene polymers with improved temperature control
JP6883500B2 (ja) * 2017-09-27 2021-06-09 株式会社カネカ 重合体の製造方法
KR102203006B1 (ko) * 2019-04-24 2021-01-13 대림산업 주식회사 고반응성 폴리부텐의 제조 방법
JP7531485B2 (ja) * 2019-05-16 2024-08-09 日曹エンジニアリング株式会社 小流量フロー反応に適した化学反応システム及び装置
JP7508908B2 (ja) 2020-07-13 2024-07-02 東ソー株式会社 石油樹脂の製造方法

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5286823A (en) * 1991-06-22 1994-02-15 Basf Aktiengesellschaft Preparation of highly reactive polyisobutenes
WO1996040808A1 (de) * 1995-06-07 1996-12-19 Basf Aktiengesellschaft Verfahren zur herstellung von niedermolekularem, hochreaktivem polyisobuten
EP0807641A2 (de) * 1996-05-13 1997-11-19 Basf Aktiengesellschaft Verfahren zur Herstellung von mittelmolekularem, hochreaktivem Polyisobuten
EP0870783A1 (de) * 1997-04-08 1998-10-14 BP Chemicals Limited Verfahren zur Polymerisation von Isobuten

Family Cites Families (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE2702604C2 (de) 1977-01-22 1984-08-30 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Polyisobutene
GB8329082D0 (en) 1983-11-01 1983-12-07 Bp Chem Int Ltd Low molecular weight polymers of 1-olefins
DE19645430A1 (de) 1996-11-04 1998-05-07 Basf Ag Polyolefine und deren funktionalisierte Derivate
JP3795666B2 (ja) * 1997-03-07 2006-07-12 新日本石油化学株式会社 ブテンポリマーの製造方法

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5286823A (en) * 1991-06-22 1994-02-15 Basf Aktiengesellschaft Preparation of highly reactive polyisobutenes
WO1996040808A1 (de) * 1995-06-07 1996-12-19 Basf Aktiengesellschaft Verfahren zur herstellung von niedermolekularem, hochreaktivem polyisobuten
EP0807641A2 (de) * 1996-05-13 1997-11-19 Basf Aktiengesellschaft Verfahren zur Herstellung von mittelmolekularem, hochreaktivem Polyisobuten
EP0870783A1 (de) * 1997-04-08 1998-10-14 BP Chemicals Limited Verfahren zur Polymerisation von Isobuten

Cited By (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP1242464A1 (de) * 1999-09-16 2002-09-25 Texas Petrochemicals LP Verfahren zur herstellung von polyolefinprodukten
EP2277926A3 (de) * 1999-09-16 2011-05-25 TPC Group LLC Verfahren zur Herstellung von Polyolefinen
US7645847B2 (en) 1999-09-16 2010-01-12 Texas Petrochemicals Llc Process for preparing polyolefin products
EP1242464A4 (de) * 1999-09-16 2004-06-16 Texas Petrochemicals Lp Verfahren zur herstellung von polyolefinprodukten
US7498396B2 (en) 1999-10-19 2009-03-03 Texas Petrochemicals Lp Mid-range vinylidene content polyisobutylene polymer product produced by liquid phase polymerization process
US7056990B2 (en) 1999-10-19 2006-06-06 Texas Petrochemicals, Lp Process for producing mid-range vinylidene content polyisobutylene polymer products
US6884858B2 (en) 1999-10-19 2005-04-26 Texas Petrochemicals Lp Process for preparing polyolefin products
CN1305954C (zh) * 2001-08-29 2007-03-21 巴斯福股份公司 含有至少一种中等分子量反应性聚异丁烯的聚合物组合物
KR100882542B1 (ko) * 2001-08-29 2009-02-12 바스프 에스이 1 이상의 중분자량 반응성 폴리이소부텐을 함유하는중합체 조성물
WO2003020822A3 (de) * 2001-08-29 2003-09-12 Basf Ag Polymerzusammensetzung, enthaltend wenigstens ein mittelmolekulares reaktives polyisobuten
WO2003020822A2 (de) * 2001-08-29 2003-03-13 Basf Aktiengesellschaft Polymerzusammensetzung, enthaltend wenigstens ein mittelmolekulares reaktives polyisobuten
US9809665B2 (en) 2009-05-19 2017-11-07 Tpc Group Llc Polyisobutylene production process with improved efficiencies and/or for forming products having improved characteristics and polyisobutylene products produced thereby
WO2013104559A1 (de) * 2012-01-09 2013-07-18 Basf Se Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von polyisobutylen
US11072570B2 (en) 2012-01-09 2021-07-27 Basf Se Process for continuously preparing polyisobutylene
WO2013120859A1 (de) 2012-02-17 2013-08-22 Basf Se Bortrifluorid-katalysatorkomplex und verfahren zur herstellung von hochreaktiven isobutenho-mopolymeren
US8853336B2 (en) 2012-02-17 2014-10-07 Basf Se Boron trifluoride-catalyst complex and process for preparing high-reactivity isobutene homopolymers

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