0161] 优选的丙烯-乙烯共聚物描述在US6, 635, 715中。
[0162] 作为一般指导，当聚合物的分子量太低时，按本文描述的方式的液相分离可以受 阻或造成低效，因为过量的聚合物然后可能夹带在贫相中。精确的边界取决于溶剂组成和 聚合物组成以及分子量。快速压力释放（一般大于20巴/秒，优选30巴/秒或更高，更优 选40巴/秒或更高，更加优选50巴/秒或更高）帮助引起两个相的离析。这种快速压力 下降优选从大于双边界或LSCT的压力开始并在小于拐点边界的压力停止。优选的相分离 通过拐点分解并称作压力诱导相分离（PIPS)。液相分离器还应该提供足够的停留时间以允 许贫相和浓缩相在分离器下端沉积。
[0163] 分子量控制可以经由氢气水平的控制实行，氢气水平的控制可以是通过控制聚合 温度而控制分子量的补充。
[0164] 可以让贫相以液体形式流到用于除去在聚合期间添加或产生的氢气的装置，该装 置包括使汽提蒸气与贫相按逆流配置接触以将气相中的氢气浓缩以便从贫相循环物质中 除去的除去装置。
[0165] 汽提蒸气优选由挥发性单体例如乙烯构成。汽提蒸气可以是惰性气体例如氮气。 该装置可以包括汽提容器以从用作聚合原料的回收的溶剂料流除去氢气。汽提蒸气有利地 具有低氢气含量，优选小于5mppm。汽提蒸气可以选择为比其它单体或溶剂组分更挥发性， 基本上不含对聚合催化剂有害的杂质，可在设备回收系统中回收，优选可按足够高的供给 压力获得以便引入汽提容器而无需独立的额外压缩帮助。
[0166] 这种实施方案特别适用于这样的设备布局，其中反应器经设置以串联操作并且上 游反应器在没有或低氢气条件下操作以提供较高分子量级分和其中将氢气添加到下游反 应器以提供更低分子量级分。
[0167] 参照图1，连续溶液聚合设备布置如下：
[0168] 聚合和聚合物和溶剂的初始分离
[0169] 通过离心栗（3)让聚合原料穿过导管（2)。原料含有：A)异己烷作为溶剂，B)单 体，主要单体一般是乙烯或丙烯，和任选的C)可以是任何可共聚合α-烯烃的共聚单体，和 任选的D)二烯或其它多烯或环状可共聚合材料。让原料穿过激冷器或冷却器（6)，其中原 料任选地被激冷到低温以便随后在两个连续搅拌釜式反应器8中绝热聚合，所述两个连续 搅拌釜式反应器8串联或并联操作（为简单起见，在图1中仅描绘一个反应器）。可以预混 合活化剂和金属茂催化剂并在5和/或7添加到一个或两个反应器8。清除剂（一般呈烷 基铝例如三-异丁基铝或三-正辛基铝形式）在4添加以使原料和反应器中的毒物对催化 剂活性的影响最小化。
[0170] 为了补充通过控制聚合温度提供的分子量控制，可以将氢气经由导管（未显示） 添加到一个或两个反应器中。
[0171] 从反应器8经由导管11排出的含聚合物的聚合混合物首先用在10处以在异己烷 中的分子溶液添加的催化剂扼杀剂、水或优选甲醇处理以终止聚合反应。
[0172] 扼杀剂混合到聚合流出物中可以使用在小型容器中的搅拌器进行，该小型容器让 所述流出物穿过并具有扼杀剂的注入点。或者，静态混合器可用来将扼杀剂混入聚合流出 物。那样避免对搅拌器和搅拌器封接的需要，但是确要求反应器中的压力提高以便推动流 出物经过静态混合器。
[0173] 换热器12布置为热集成配置的一部分并通过从液相分离器14中的上层20排出 的贫聚合物相加热，并在导管11中提供含聚合物的聚合反应器流出物的温度方面的初始 提高。通过蒸汽、热油或其它高温流体加热的整理换热器16进一步提高温度到适合于液相 分离的水平。该溶液然后穿过其中产生压降的泄压阀18，，该压降引起含聚合物的聚合反应 器流出物的分离并沉降到贫聚合物相20和其下的富聚合物相22中。
[0174] 在参照图1，在通过换热器12冷却后，让上述贫相20通过冷却装置24进一步冷 却，穿过适应于除去氢气的调压塔26,然后送到在43的在线化学分析以测定溶剂中单体和 共聚单体的浓度。将这种冷却的贫相43与溶剂和单体30的新鲜原料结合以提供所需浓 度，然后通过干燥器32,该干燥器32用来除去用作催化剂扼杀剂的或存在于供给的新鲜原 料中的任何未反应的甲醇，或在循环溶剂和单体中的任何杂质，如将阐明的那样。
[0175] 调压塔26按该形式布置，适合于利用乙烯作为汽提蒸气除去氢气的容器26如图 2所示。让从冷却器24流出的贫相通过导管27到位于容器26内的在其上部中的塔顶空 间中的液体分布器配置300。液体分布器由在底部具有孔302的多孔管式分配器构成。分 配器向下喷雾贫相在容器26内。贫相在容器26的底部收集。添加到原料导管2的乙烯的 一部分作为汽提蒸气经过管线25供给。将汽提蒸气供给位于容器26内的浸没在该容器底 部收集的贫相中的蒸气喷雾器装置304。蒸气喷雾器由布置在同心设置的多个环上的多微 孔介质303的多个盘构成。汽泡从蒸气喷雾器装置304上升经过该液体到表面进入塔顶空 间。让塔顶空间中的蒸气通过导管308以便如下所述进一步处理。让在下部中的液体穿过 导管310以便将描述如下的处理。
[0176] 在容器26中，液体原料27和汽提蒸气25的逆向流动发生。在其中汽提蒸气的气 泡上升经过液体的阶段，蒸气中的乙烯溶解在液体中并且该液体中的氢气被气泡吸收。因 此，经过导管310流出的液体被乙烯富集，该乙烯当循环时可以经历聚合。所以可以接近第 一平衡阶段。在容器26蒸气空间中，上升的蒸气从喷嘴302流出的雾化小液滴提取更多氢 气以致可以接近第二平衡阶段。经由导管308流出的蒸气因此含有在经由喷嘴302引入的 液体中包含的氢气的大部分。可以在单个闪蒸器中达到分离的基本上2个平衡阶段。可以 这样除去贫相中存在的超过80%，有时超过90%，有时超过97%的氢气。
[0177] 供给的汽提蒸气是乙烯，其是所述方法固有的挥发性单体。它的使用使额外的操 作成本和原料消耗最小化。或者，氮气或其它惰性气体可以有利地用于从进入溶剂收集器 的循环溶剂汽提氢气。然而，此种气体提高轻质馏分压缩机上的负荷并可能导致更高的总 清除速率，包括单体从设备的清除速率。
[0178] 将蒸气从导管308送到塔36的回流鼓39。通过分馏塔36及其经由导管43循环 到干燥器32入口侧的塔顶蒸气压缩/冷凝系统，将它部分地加工以回收有价值的组分，主 要是挥发性单体例如乙烯和丙烯。主要包含氢气和任何其它不可冷凝物的部分可以烧掉。
[0179] 不太优选的替代方案是贫相循环物质的一部分在单阶段闪蒸器中闪蒸而不添加 汽提蒸气。然而，这仅允许有限的氢气除去并损害循环呈液态的贫相的利益，而没有能量密 集型蒸发过程。
[0180] 在使用金属茂催化剂体系的单个反应器和串联反应器装置中，可以通过β-氢负 离子提取制备变化量的氢气，即使当没有将氢气注入反应器中时。所述量可以随所选的金 属茂而变。其分子量降低效果可以通过反应器操作温度的合适选择的调和。相当大量的这 种氢气可以在反应器流出物料流11中保持未反应。按上述方式减少在这种料流中循环的 氢气的量可以有利于允许不依赖于聚合操作温度而通过除去产生的氢气或通过从外部源 (一般在原料导管2中）添加氢气调节分子量。
[0181] 在本文所述的串联反应器操作中，可以有利地利用除去氢气的能力来扩展反应器 之间的分子量分流和拓宽分子量分布到超越其它可能的范围。供给上游反应器的原料可以 具有小于如果通过β氢负离子消除产生的氢气保持在循环物质中时将获得的氢含量。可 以将附加的额外氢气添加到下游反应器中以提供大于如果得自β氢负离子消除的氢气将 保持在循环物质中时将保持的氢含量。
[0182] 氢气的有效除去因此提供使串联反应器布局中制备的双模态组成的范围能够增 加的设施。还允许选择更宽范围的金属茂催化剂体系，不论它们经由β氢负离子消除产生 氢气的倾向或它们对聚合混合物中氢气存在的敏感度如何。
[0183] -些更高级烯烃原料流，例如丁烯作为单体是有价值的，原因在于它们的α-烯 烃含量。然而，此类单体料流通常含有少量，通常少于l〇wt%，有时少于lwt%，有时甚至少 于0.lwt%的惰性饱和烃，例如丙烷和/或丁烷，有时其它异构体和二-烯烃，例如丁二烯 和/或异丁烯和/或除可能损害催化剂活性的α-烯烃以外的单烯烃。此类物质还发现充 当链转移剂，从而降低反应器中制得的聚合物的分子量。另外，这些轻质杂质例如丙烷、丁 烷、二-烯烃和不合需要的异构体可能在循环溶剂中浓缩到降低能引入反应器原料的新鲜 单体的量的水平，原因在于它们提高蒸气压-有时到可能引起气泡在反应器进料栗中形成 的程度。这种现象可能损害栗。此类物质还可能降低是反应器流出物的聚合物、溶剂、残留 单体等的混合物的总体密度，从而使产物加热器16结垢有与大部分混合物分离的聚合物。 出于所有这些原因，通过从留下激冷器39的轻质馏分料流吹扫更多气体以更快的速率汽 提这些不合需要的物质是有利的。这可以通过降低压缩机出料压力和/或通过提高压缩机 下游的冷却器和闪蒸鼓的操作温度达到。
[0184] 富聚合物相的处理
[0185] 让浓缩的富聚合物相流到低压分离器34,其中将蒸发的溶剂和单体与从液相分离 器14流出的更浓缩聚合物溶液分离。
[0186] 让蒸发的溶剂和单体相在气相中通过导管35到纯化塔36 :该纯化塔36通过蒸馏 操作而在一方面将易挥发溶剂和未反应的乙烯和丙烯的轻质馏分分离并且在另一方面将 更重质不太挥发性组分例如己烷和用来溶解催化剂或活化剂和未反应的二烯型共聚单体 的任何甲苯分离。在合适的情形下通过催化剂组分和催化剂制备条件（例如提高催化剂溶 液温度以提高催化剂组分的溶解性达到其中存在如此少甲苯以致不要求除去甲苯的独立 方法的时机）的合适选择减少甲苯的使用。
[0187] 齿轮栗38此刻将更加浓缩的聚合物输送到真空脱挥发分挤出机或混合器40,其 中再次抽出气相以便纯化，冷凝，然后栗送到纯化塔50。用作催化剂溶剂的甲苯和二烯例如 乙烯降冰片二烯（ΕΝΒ)共聚单体或1-辛烯共聚单体的重质级分通过这种纯化塔50回收。 ΕΝΒ或辛烯可以经由出口 54循环。可选的重质共聚单体，例如ΕΝΒ和辛烯从而可以储存在 独立的储存容器55, 56中，这促进不同产物族（例如EP(D)M和Ε0塑性体））之间的快速产 物转变，同时仍使有价值的未反应共聚单体能够最终回收。这种能力进一步提高这种方法 的灵活性而制备各种各样的相异产物。
[0188] 然后可以在水下造粒机中将从40流出的聚合物熔体造粒，用在42激冷的水进料， 洗涤并在44旋转干燥而形成适合于在46装袋或打包的粒料。
[0189] 处理来自脱挥器的蒸气以回收和循环溶剂。在一个实施方案中，蒸气可以穿过洗 涤塔、制冷换热器，然后穿过一系列压缩机和栗。最后的栗是液体环式栗，其将液体冷凝物 供给鼓，蒸气从该鼓去火炬。任选地，将氮气鼓泡进入从该液体环式栗排出的液体冷凝物以 帮助携带丁烷和丙烷及其它C4杂质到火炬。氮气的添加可以与温度的提升独立地或同时 地进行或通过减少在图1的装备39下游的轻质馏分压缩机的操作进行。
[0190] 图3示出了根据本发明的第一、第二、第三和第四个方面的装置的一个实施方案。 图3示出了具有经设置以并联操作的主反应器101和副反应器102的聚合设备的一部分。 每个反应器是配备有由塔顶电动机驱动的垂直搅拌器轴的连续搅拌釜式反应器。图3还示 出了每个反应器的原料共混装置。经由管线103和104供给管线的氢气，从储槽（未显示） 经由管线105和106提供呈TNOA形式的清除剂并且从低压力管线（未显示）经由导管107 和108提供新鲜乙烯。是循环异己烷和补充异己烷的混合物并且还含有少量的残留乙烯的 异己烷与丙烯和1- 丁烯的任选的加料一起经由管线109和110进入。乙烯供给管线107 利用呈多孔板形式的喷雾器向导管109供给乙烯，经过该呈多孔板形式的喷雾器乙烯鼓泡 进入正经由导管109携带的异己烷流。导管105和103将活化剂和氢气供给导管109中的 溶剂以形成流经第一换热器111、第二换热器112、离心栗113、第三换热器114,然后流入主 反应器101的原料。
[0191] 按类似的方式，经由相似的喷雾器单元将乙烯烃由导管108供给穿过导管110的 溶剂。乙烯喷雾器导管106和104的下游连接用于供给活化剂和氢气的导管110,从而制 备用于副反应器102的副原料。该副原料穿过第四换热器115、离心栗116和第五换热器 117,然后进入副反应器102。
[0192] 将催化剂和活化剂的混合物经由管线118供给主反应器101。相似地，将催化剂和 活化剂的混合物经由管线119供给副反应器102。聚合反应在反应器101和102内发生而 在其中形成含聚合物的聚合混合物。主反应器101大于副反应器102,这两个反应器的内部 体积按70:30的比例。那样，按70%的量包含在主反应器中制得的第一组分和按30%的量 包含在副反应器102中制得的第二组分的共聚物共混物可以按其中主和副反应器每一个 中的停留时间近似相等并因此都可以保持在可控水平的方法制备。在一个实施方案中，反 应器可以切换到串联操作，例如当制备EPDM等级或当要求特别定制的分子量分布时，其中 可能希望在第一和第二反应器之间达到20:80分流，在其它时候，80:20分流。含聚合物的 聚合流出物经由导管120离开主反应器101并且含聚合物的聚合流出物经由导管121离开 第二反应器102。导管120和121在混合接头122处汇合并且合并的流出物流经导管123， 而甲醇从槽124作为催化剂扼杀剂注入该导管123。
[0193] 第一、第二、第三、第四和第五换热器111、112、114、115和117中的每一个是具有 四通配置包括两排水平安装在壳中的U形管的壳包管式换热器。所述壳供给有来自三阶段 压缩机（图3中没有显示）的作为制冷剂的丙烯。第一换热器111、第二换热器112和第三 换热器115具有1英寸（25. 4mm)管子，然而第三交换器114和第五交换器117 (分别在栗 113和116下游并因此经历高压）具有[3/4]英寸（19. 05mm)管子。
[0194] 经由导管109进入的异己烷通过循环换热器（未显示）冷却到大致12°C的温度并 通过一排干燥剂床而除去存在的甲醇和任何水。单体料流经由导管107和105进入并且氢 气经由导管103进入将原料的温度提升到大致16°C。第一换热器111将原料冷却到12°C 并且第二换热器112将它进一步冷却至-17°C。原料然后进入栗113,这栗将它压缩到120 巴的压力并且该压缩导致原料的温升升到-l〇°C。第三换热器114将温度降至大致-35°C， 然后该原料进入主反应器101。
[0195] 穿过导管110到副反应器102的副原料在第四换热器115的上游具有大致16°C的 温度并且该第四换热器将原料冷却到-17°C。穿过将原料压缩到大致120巴的栗116将略 微提升副原料的温度。第五换热器117将副原料的温度降低到-35°C，然后该副原料进入副 反应器102。换热器的布局并且尤其是在所述栗113和116下游的换热器存在于每个进料 管线中使由那样栗引起的温升能够反转。为了获得额外的生产率，那些下游换热器114和 117如果需要的话能将原料的温度还进一步降至由大约-42°C的丙烯制冷剂施加的实际限 度。
[0196]图4示出了用来为设备中的各种制冷换热器供给制冷剂丙烯的制冷系统的示意 性形式的布局。制冷剂系统包括共用三阶段离心式压缩机150,其由电动机151驱动。丙 稀制冷剂组合物是99wt%丙稀和lwt%丙烷。该压缩机将丙稀压缩到大约1700kPag的压 力并且加压的丙烯从出口 152流过换热器153,该换热器153由冷却水冷却并将高压丙烯 完全地冷凝成流入收集器鼓154的液体。将液体丙烯制冷剂从收集器供给在溶剂循环系统 中的溶剂循环换热器155并供给在进料管线中的第一换热器111到主反应器101并任选地 到设备中的其它换热器，例如，用于冷却造粒机冷却水。（为了清楚，所有那些换热器由图4 中的单一符号表不）。将换热器111、155中蒸发的丙稀气体送回到第一抽吸鼓156,在其中 将丙烯蒸气与丙烯液体分离。丙烯蒸气作为塔顶馏出物料流在_42°C的温度下流入第一抽 吸口 157。
[0197] 从第一抽吸鼓156的底部抽吸液体丙烯并供给设备中的各种换热器，包括第二和 第四换热器，即在主和副原料到主和副反应器中的紧接着栗113和116上游的两个换热器 112和115。同样，为了清楚，在图4中仅显示了一个换热器符号。蒸发的丙烯从那些换热 器经由导管回到第二抽吸鼓158,在-29°C的温度下的丙烯蒸气从该第二抽吸鼓158吸入压 缩机150的第二抽吸口 159。从抽吸鼓158的底部抽吸液体丙烯并供给第三和第五换热器 114,117,它们分别位于栗113和116的下游和主反应器101和102的上游。同样，为了清 楚，那两个换热器在图4中由单