聚丙烯生产工艺

（3)影响等规聚丙烯结晶结构的因素影响i即结晶结构的因素很多，主要有样品的特性如等规度、分子量及其分布、接枝链等;力。工条件如熔化温度和时间、结晶温度和压力等;外加物质如成核剂、稀释剂、共混物等。

(4)成核剂对聚丙烯结晶的影响纯iPP从熔体结晶易生成大球晶，冲击性能差。提高过冷度和结晶压力能生成较小的球晶。但过冷度的提高受到了热流动速率的，而高压则使产品失去光泽并加大模具损耗，故也受到。因此常在iPP中加人成核剂，使生成较小的球晶来达到提高性能的目的。

(5)等规聚丙烯的性能iP}'是结构规整的结晶聚合物，影响iPP性能的因素有等规度、结晶度、晶体形态、分子量及分犷}C分布。等规度越高，结晶度就越大。随着结晶度增加，熔点、密度、耐热性、刚性及}}i服强度均增加。

iPP密度较小(S.9L)一。91 g}cm3),表面光泽性好，软化点高于HIIYE及ASS连续使用温度可达12D)。

与PE相比，若屈服应力相同，即的结晶度稍低，透明度好，制品收缩率低。

冲击强度是由等规度、球晶大小、熔体流动速率和温度决定的。熔体流动速率决定于分子量和分子量分布。熔体流动速率增大，分子链变短，冲击强度降低，拉伸强度和断裂伸长率也降低。具有相同粘度的单一分子星级分的iPP，要比分子量分布宽的i1P1P冲击强度高、提高等规度对冲击强度不利。降低等规度，可提高伸长率，但拉伸断裂强度降低。

对于较高粘度的树脂，PE比iP1'有较高的冲击强度;对于粘度较低的树脂，iPY比摊有较高的冲击强度。从加工的角度看，挤出成型选用P},可得到冲击强度较高的制品;高速生射成型选用if'P可得到冲击强度较高的制品。iPP的球品较小时，制品的屈服应力大、冲}i强度高，透光率高。月晶iPP具有高的冲击强度凸iPP耐磨耗性优良，介电性能优良，耐水、耐应力龟裂及耐化学药品性优良。其薄膜阻水阴气性好，且无毒性。

(6)等规聚内烯的用途if'f'制品土要川于家庭吕用品、汽车等工业零部件、容器、电器零件、家用电器零部件、产品包装、管材、板材等二纤维主要用做纺织纤维、地毯背衬、绳索等。此外，还可做徐料、合成纸、合成木材及蒸煮消毒容器等。

①注射制品用玻璃纤维增强或用弹性体改性的PY用于汽车的方向盘、电他箱、缓冲器、散热器叶片罩及挡泥板等;在家用错具方而，用作洗涤机、排气风扇、清扫机等;用于牛奶、酒类、农产品的货箱中;用于日用品如厨房用具、食具、玩具、文体用其等。

②薄膜主要用于食品、日用品、化学药品包装，电器与电子器械包装。

③纤维及其织物)f}\"拉伸编织袋代替麻袋，包装化肥、水泥、砂搪、粮食等。k'P织物用十地毯、窗帘等。PP扁带用于捆包。

①中空成型制品以PP为主要结构层，辅以FYA、尼龙等阻气性能好的树脂层制造的中空容器，可盛装食油、酱油等，也可制作盛装液体嫩料、日用化学品的瓶子。

⑤挤出成型制品主要用于电线电缆及板材、管材等。板材用于热成型产品，如食品包装容器和汽车挡泥板。

1.1.2 间规聚丙烯

1960年，间规聚丙烯(sPP)作为不纯物从等规聚丙烯中被分离出来。当时是在低温及钒基催化剂作用下制得，其产率很低。1988年，C`Y9U等使用茂金属催化剂合成了高间规度且纯度和产量均很高的间规聚丙烯，其各种性质均得到了明显改善，有的甚至可与等规聚丙烯相媲美，此后才开始有了工业生产的概念。1993年。}' lIlB公司在德克萨斯州的La Porte聚丙烯工厂的液相环管反应器中试生产出间规聚丙烯;1995年，Fins pil & Chern公司和日本三井东压公司以实验量生产出了问规聚丙烯。

(1)间规聚丙烯的晶型早在2(1世纪C}年代，人们就发现了。即的多晶型现象。那时人们认为，PP是以S(?}I )2螺旋形构象进行正交堆砌的稳定晶型，和一种被描述为“反”平面链的不稳定晶型。近年来对sPP进行了电子衍射(ED ] , }C射线衍射及固态`3C NMR谱研究。发现由于sl'I-'样品的立规度、力学处理和热历史不同而出现了更复杂的多晶型现象，这种晶型划分方法已远远不够，于是出现了多种对sI'P晶型的划分:如I3u等} ss;将其划分成3种单元晶胞;Nakaoki等则认为sPP有4种分子链构象:平面锯齿形构象，几Gz几}x型构象6}及两种几}z构象。R~将迄今为止出现的sYF划分为4种晶}; I型、II型、I}1型和N型。

(2)问规聚丙烯的性能，tl不同反-}条件和催化剂n }f;产的间规聚丙烯有不同的物理性能。t-}前.t t1茂金属催化刘得到的聚iii烯分r链巾间规序列的长度川对还较短，和等规聚丙烯相比，间规案内烯结晶度较低。与等规聚丙烯相比，间规聚丙烯有较高的透明度、冲击强度、韧性及弹性，较低的}a度、结晶度、硬度、拉f}i}强度及刚性，冲击强度随泪度降低而降低，但0℃一下仍为等规聚内烯的z倍，流变行为也与等规聚丙烯不同。.随着间同结构伸展长度的增加，结晶度增人，密度、邵氏D硬度、拉仲强度及弯曲榄髦也增大口间规聚丙烯的玻璃化转变粗度及平衡熔融热均低r等规聚丙烯;其熔点、结晶温度、熔融热、拉仲强度气弯曲模址及雾度均随聚合度和间规度的提高向提高。

(3)间规聚丙烯的应用

间规聚内烯的韧性、冲击强度、透明度和低热封渴度使之在某些应用领域，如医用产品和特殊包装等方而，叮与等规聚丙烯、低密度聚乙烯、线型低密度聚乙烯和聚氯乙烯等竟争。潜在的应用有:枯合剂，如热熔胶和官能团接枝型枯合剂;在。℃以下用的透明容器;色母粒及添加剂母粒的制备;弹性体;挤出和注塑制品，特别是必须辐射消毒的。如容器、G} }及医用注射器;薄膜，特别是高透明度和高韧性膜、低热封退度膜，如快餐食品包装膜;树脂的改性fflJ及澄清剂(如用于等规聚丙烯);聚丙烯膜的改性利;透明片、。此外还有无规聚丙烯(apP)低等规聚丙烯I LIPP )

1.2聚丙烯微观结构表征

聚丙烯是应用最为广泛的合成树脂之，，就世界范围而言，其市场份额的年平均增长率为6%一7 C,W,聚丙烯在生产和应用性能方而有许多的优势，可以用较低的成本生产出高性能的产品:聚丙烯的密度在热塑性塑料中最低，为。. 9 }c耐 ,具有较高的J}度/质量比。聚丙烯的熔体流动速率范围可以覆盖0.3一!}}}llmlTi,适合挤出、注射、纺丝、吹塑、流延、热成型及双向拉伸等多种加工成型工艺，满足生产不同制品的需要。聚丙烯树脂最常见的商品形式为等规聚丙烯，它是·种结晶型的热蛆性塑料，是用z一N催化剂或茂金属催化翘聚合得到的，具有较高的结晶度和熔点，在聚烯烃中是

最硬的材料。由于其熔点可高达

i }a-- mo}c ,因此耐热性优良。这种聚丙烯的一个显着缺点为性脆，特别是低温冲击性差，志要通过共聚或共混提高冲击性能。随着催化剂和聚合技术的发展，其他形式的聚丙烯树脂也相继为人们所重视，它们在性能上与传统的等规聚丙烯有很大的差异，如间规采丙烯和聚丙烯弹性体等，使聚丙烯由脆性材料转变为韧性材料甚至成为弹性体。这些神奇的性能变化是通过控制特定的聚丙烯的结构实观的。由此不难看出聚丙烯树脂的微观结构对其宏观性能听起的作用。

众所周知。目前市售的等规聚丙烯大多用Z一N催化剂进行定向聚合生产。而a一N催化剂是一种非均质的多活性中心催化剂，每种活性中心有其特定的立体环境。且对单体和氢的反应性不同。根据近来对催化剂聚合机理的研究}}s}表明当聚合过程中丙烯单体插人时，活性中心周围的环境或正在增长的活性链末端的空间位置控制着丙烯的插人方向，因而也控制着聚丙烯分子链的等规性。不同的活性中心得到的聚丙烯分子链的等规性可能不同，即使是同一种活性中心，也可能因周围环境的瞬间偶然变化而便丙烯的插人方向改变，由此造成空间立构上的缺陷。因此，就等规聚丙烯而言，我们实际得到的也不可能是} as%的全同结构，而是由不同分子量和空间立构规整性的大分子组成的混合物，只是其中等规结构占了绝大部分。这种结构上的多分散性对等规聚丙烯的性能是有很大影响的。加之根据使用需要，有些牌号的聚丙烯含有共聚一单体，而共聚单体的组成和分布对其结构性能亦有很大的影响。因此，将聚丙烯的这些结构信息提取出来加以表述是非常有意义的。通过对聚丙烯树脂进行徽观结构的表征，可以更进一步地认清其结构特点，有效地研究结构对性能的影响，建立比较全面的结构一性能关系，在分子设计观点的基础上进行树脂合成和催化剂的改进工作，从而在新产品、新牌号的开发方面，在控制和改进现有产品的质量方面发挥积极的作用。二、催化剂

聚丙烯之所以是各种聚烯烃材料中发展得最快的一种，关键在于其催化剂技术的飞速发展。为r纪念发明聚乙烯、聚丙烯的两位科学家}iegle:和N毗。，人们将合成聚烯烃的催化剂称为21叼er

一y}.}( }一}r }催化剂,1.z,31。

z一N催化荆是由主催化剂和助催化剂两部分所组成。其中主催化利是一种过渡金属的盐类(多数情况’F是一种卤化物)，而助催化剂是·种土族金属的烷基化物，也称为活化剂;通常情况下必须两部分配合使用，其主要作用是产生活性的金属一碳键，而活性金属一碳键的存在是烯烃单体分子反复插人生成烯烃聚合物大分子链的关键。也曾有过不使用助催化剂的催化体系，但很少有人采用:

聚丙烯的催化剂体系是Matt。于19年发现的[Cs 7n他先是试探采用7i吵;用来合成聚乙烯的四氯化钦和三烷基铝催化剂体系进行丙烯聚合，结果虽然可以得到丙烯的聚合物，但是等规度很低仅为30%一4Q，其余为胶粘状的无规物。经过研究发现.聚合物的规整度与催化剂表面的均匀性有关。如果使用由四氯化铁还原得到的结晶三截化铁来进行丙烯聚合，那么聚丙烯的等规度就可以得到很大的提高(可达即80%一90%)，于是就找到了合成高等聚丙烯的方法。

近50年来的实践表明，}BTtE}}I匆}i'}的这项发明是多么重要，聚丙烯对当今世界经济的发展已作出了极为重要的贡献。但尽晋如此、人们仍在为开发更新的聚丙烯催化剂和催化体系而奋斗.为的是能合成出性能更好、用途更广、可满足各种需要的聚丙烯产品。

我国从加世纪印年代初开始进行聚丙烯催化剂的研究和开发。最早是由北京化工研究院(}}}1}的唐士培和祖耐等领导的课题组从111年起开始进行探索试验的。1 962年9月正式列题开展聚丙烯三氛化铁催化剂的研究，此项目研究工作的进展很快，l}}年末起金茂筑等人即开始进行聚丙烯三氯化钦催化剂和聚合中间试验的设计和开发研究，其后还为燕山向阳化工厂建成我国第一套全部采用国产技术的5} }。连续工艺聚丙烯生产装置。当时除北京化工研究院外.国内还有不少单位和研究组也相继开展了这方面的研究工作。40年来，我国的聚丙烯催化剂的开发研究工作从未间断，相继开发成功了各个聚丙烯发展阶段的代表性催化剂并实现工业应用，有的催化剂还实现了技术出口，为我国的国民经济发展和国际地位的提高作出了重要的贡献。

2.1第一代催化剂

聚丙烯最旱是由Montes=atini和Hpmulrs实现一}S伦化的，它们在1957年首先建成了丁业生产装香a所使用的催化剂是三氯化钦和一氯一乙基铝体系。该催化体系的产率和等规度都比较低，产品的等规指数大约只有90Rl}-。为厂使所得到的聚丙烯树脂能作为正式产品提供给下游塑料加工用户使用.还rt7从聚合物中脱除催化剂残渣(脱灰〕和无规聚合物组分(脱无规)，因此此时的聚丙烯装置工艺流程很长，工序多而复杂。

Natta的研究组和Esso公司等通过研究发现}}i，如果将二氯化认与三氯化铝的固体溶液来代替只氯化认作为主催化剂.那么所得到的催化剂的活性要比单纯使用二氯化钦高得多。研究还发现将铝还原的三氯化铁进行长时间的研磨.或者，将二氯化钦与三氯化铝的棍合物进行共研磨，可以在二氯化钦中产生共结晶的三氯化铝。这种含有ll}三抓化铝的三氯化钦称为AA一二氯化钦催化剂(AA表示经错还原和活化的)。159年，5lauffe\"r化学公司采用这类催化剂进行了工业化』这就是第一代聚丙烯Z一N催化剂。

从Natty发现叮以用三氯化铁和含氯烷基铝体系的催化齐」来一合成等规聚丙烯之后，人们的研究目标就主要集中在如何进一步提高催化剂的活性和立体定向能力上。为了进一步提高此催化剂体系的活性，对三氯化铁催化剂的结构进行了较为深人的研究.发现在三氯化钛催化剂中仅有占总钦量极少数的位于表面、边缘和缺陷处的铁原子，可以接触到烷基铝并且被活化成为有聚合活性的中心原不。而其他的钦原子因包裹在三氯化钦晶体的内部，因而只是作为载体而不能发挥活性中心原子的作用[’，日)。很显然要想进一步提高催化刘活性，必须使更多的铁原子暴露到催化剂的表面上来，使它们能接触到烷基铝面被活化。要实现这一点，可以采取的办法是:或者设法减小催化剂微晶的尺寸，使催化剂具有更多的表面，或者是将钦化合物载负在高比表面的载体上以增加可被利用铁的比例。

在当时。除了进行提高聚丙烯催化剂活性的研究外，二菱油化公司等i}过研究还发现，当在催化剂合成过程中加人某种给电子体化合物(如竣酸Pera类》时，所得聚丙烯的等规指数可以提高到92%一94} }9' a东邦钦公司则采用将只氯化钦和醚等给电子体化合物共研磨的办法来提高等规指数。在此以后，对于给电子体化合物的研究就成为聚丙烯催化剂研究的·个重要领域。

我国70年代初由ERIGI研究开发、在燕山向阳化工厂建成的第一套连续工艺聚丙烯生声装置。所采用的催化剂就是用研磨法生产的第一代含有】I3三氯化铝的二氯化钦催

2.2第二代催化剂

关于减小催化刑微晶的尺寸，增加催化剂表面活性钦原子比例方面的研究工作，最成功的例子是?0年代初由5alvay公司开发成功的三氯化钦催化剂< <0} } Solvay公司的研究人员为了增加可接触的钦原子中心，引人了路易斯碱，由此开发出了新的三氯化钦催化剂，其比表面积由原来AA一下氯化钦催化列的30一4Un}f g,提高到了!SU}Ig以上，活性增加了5倍，等规指数提高到约为朽%，采用一抓二乙基铝}DEAC)为助催化剂于1975年投入工业生产。这种催化剂通常被称作Solvay催化剂，它是第二代聚丙烯催化剂的代表。其他如三菱化成公司等也都进行了类似催化剂的开发研究。工业上生产此类催化剂的外国公司除了}lvay以外，还有CRI、东曹一阿克苏和东邦钦四家公司。

虽然Solway催化剂的活性得到了大幅度提高，但是此类催化剂中大部分的钦盐仍然是非活性的，r}i 1会以残渣的形式残留在聚合物中从而影响产品的质量，因此仍需要将其除去。故采用此类催化剂的聚合工艺仍需有后处理系统。

在我国.与Salvay催化剂类型相同的催化剂称为络合型催化剂，有多家研究单位进行过研究。BRl(:I的毛炳权、蒋润芳等于19?4年起开展络合催化剂的研究〔n;i取得了很好的结果。所开发催化剂的性能与}O?Ya}催化剂相当，井成功地将所开发的络合型催化剂应用于工业生产，至今仍在一

部分小型聚丙烯生产装置上使用。

络合II型催化剂的活性及其他催化剂的活性中心浓度和链增长速率常数见表2一l

2.3 第三代催化剂

采用将钦化合物载负在高比表面的载体上以提高催化剂效率的方法，从5(l年代就开始了研究，并巨经过长时间的研究后首先在乙烯聚合催化剂上获得成功，但是类似的催化剂用于丙烯聚合时效果不理想。研究发现，载体氯化镁的活化是一个关键，必须采用经过活化的活性氧化镁作为载体才有可能获得高活性的催化剂[14J，但是仅此还不能解决聚丙烯的立构规整性问题。其后的研究又发现，加人适当的给电子体化合物可以提高催化剂的丙烯聚合定向能力L IS]0通过将氯化镁、四氯化钦及一种给电子体(通常称为内给电子体LD.或路易斯碱)共研磨就可以得到活性高、立构规整性好的聚丙烯催化剂。聚合时，该催化剂与助催化

剂三烷基铝与第二种给电子体(通常称为外给电子体}. D.或路易斯碱)联合使用。这个催化}1体系可以简单地表示为〔‘6〕:

M娜妇·Ti认·Pt}C(10Et一AlEt3·C玩phCOUE}

70年代末，]}onteciisorz和三并油化分别将此体系的催化剂用于工业生产。该催化剂就是第三代催化i}1,也是第一种载体催化剂。不过，尽管此催化剂活性很高，可以在聚合工艺中免去脱除催化剂残渣的步骤，但是其聚合定向能力还不够理想，还有6%一]]a%的无规聚合物需要脱除，另外催化剂的颗粒性能也有待改进。

我国第三代催化剂的研究是从?0年代末开始的，开展研究的单位也很多，王淮云等人先后进行了聚丙烯钦镁催化剂研磨法和研磨浸渍法等多个催化剂课题的开发研究工作，为后来开发研究更加

先进的钦镁高效催化剂积累了}验n

2.4 催化剂

在给电子体方面研究工作的进展。促使加年代初超高活性第三代催化荆的开发成功。特别是发现了采用邻苯二酸醋作为内给电子体，用烷氧基硅烷(或硅烷)为外给电于体的催化体系后，可以得到很高活性和立构规整度的聚丙烯l17 ] o }}yntP}根据此催化体系使用的给电子体由单配改变为双醋，并且聚合性能有显着提高.因此将其定为聚丙烯催化剂。此代催化剂可表示如下[ls):

M八·TiC)g·l'h(CC}()i,Bu):一、]残·瓶5i ( DMe) z

现在许多聚丙烯工.业生产装置正在使用的就是这种催化剂。对于此类催化剂，开始时所用的外给电子休是二苯基二甲氧基硅烷(简称1}1} )后来发现DI7S中的苯基会给聚合物带来残留毒性，因此改用甲基环己基二甲氧基硅烷(简称}:rln}}rs) o

在聚丙烯催化剂中，还有一种由Himont公司开发的球形载体催化剂f +,这类催化剂除了具有催化剂相类似的聚合活性和立体定向能力外，特别突出的是它能直接生成I .} 5，的聚丙烯树脂颗粒，可以不经造粒而直接供后加工使用，为开发无造粒工序的聚丙烯工艺创造了条件。

我国从80年代初开始的第六个五年计划，将聚丙烯、聚乙烯催化荆的开发研究列人了国家科技攻关任务，组织多家科研生产单位联合攻关，开发出了多个聚丙烯催化刘，如}R1CI的N催化剂t}} } I-I催化剂、球型催化剂[^-v，高结晶催化剂f 2z]，中国科学院化学研究所} s}tcl)的CS一I催化剂、仿一2催化剂和中山大学的STS'催化剂等。其中$liiCl的毛炳权等研究开发的聚丙烯N催化剂以其超前的构思、优良的性能，不仅获得了中国和世界主要一「业国家的专利，并且买现了向美国技术出口，成为我国和世界.L聚丙烯生产装置优选

的催化剂之一，使中国的聚丙烯催化剂技术在世界上占有了一席之地。

2.5第五代催化剂

80年代的后半期，Moa}e}}公司发现了种新的给电子体1,3一二泣醚类化合物。在催化剂合成中灭用这种给电子体化合物，不仗可以得到具有极高活性和立构规核性的催化剂，而且最特别的是沈催化剂可以在不加人任何外给电子体化合物犷}I的情况下达到同样的效果。由于此类给电子休化合物突破了前两代催化剂必须有内、外给电子体协同作用的，仅仅用内给电-r体即可保持催化剂的高活性和高定向能力，因此Man}ell公司将其列为第五代聚丙烯催化剂。

2. 6第六代催化剂—茂金属催化剂

xC}irnin}lcYz Sinn两位科学家发现，一定种类的茂金属化合物如果用甲基铝氧烷(拟。)作助催化剂，此催化体系不但具有极高的聚合活性，而且可以合成出具有各种立构规格度的等规或间规聚n;}}r}一r} 1这一发现不仅其有根高的科学价值，而且还有可能合成出现有的果丙烯所不具备的特性的新材料。因此。类似茂会属催化剂类型的单括性中心催化体系可以被认为是第六代的聚}a烯催化剂。

表2一4展示了各代聚丙场催化剂的性能.}?}没 ,为卜面所有各代催化剂在己烷浆L聚合或本体聚合条件下褥到的数据。

在单活性催化剂中，除了茂金属催化河以外，新类型的单活性中心催化剂也在不断地被开发出来.如Lh}F'ont公司的'Vi ,刊系列催化剂，I3P公司的h'e . L:n系列催化利，以及后过渡金属系列催化荆等，这些催化剂各有各的特色，目前都还处在研究开发的过程之中，是否会成为更新一代的催化剂还有待研究开发丁作的进一步发展.』

除去卜述各类催化}a外，人们还在研究如何能把儿类不同的催化剂进行复合，例如把2一N认筷催化刘和单活性中心`}化剂结合起来，发挥几种催化剂的优势，以求合成出新的、性能更好的复合催化剂。

中国有很多研究单位和大学在z}'行单活性中心催化剂的研究开发工作，在国家的九-}i科技攻关计划中，安排了茂金属催化剂的攻关计划，取得了一些积极的成果。

另外90年代以来文献还报道了种新的聚丙烯高温催化荆。这种催化剂与·般牢内烯催化刘的不同之处在于，一般的催化剂生产等规聚丙烯的聚合温度通常在即℃左右，超过这个温度催化剂的聚合活性即大幅度卜降。有研究报道f }:如果将助催化剂三乙基忆改为甲基铝氧烷319(1那么7一N催化剂可以将聚合温度从邓℃提高到L沁笔，其聚合反应活性甚至可以提高2至4个数最级。对r发生这种现象的原因，有一种解释是。it }穆化剂吞高温下容易和外给电户体成立构调节剂或助催化剂三乙基铝发生A}反应，浩成催化刹失活或失去定同能力。

如果发生过度反应的确是造成催化剂失活或失去定向能力的主要原因，而且改用甲基铝氧烷1}1:4L) }}.i就可以使催化剂在高温下反应，那么与催化刘发生过度反应的主要嫌疑者可能就是助催化剂三乙基铝。有报道1}.牵合可以改进Z一fly催化荆在高温下的聚合性能。这就从另一个方面证明了[_述的别断因为在正常条件下先进行的预康合反应，可以使催化荆的活性中心与助催化剂二乙基铝发生正常络合反应it受到保护，提高了铁活性中心在高温下抵御助催化fir:与之再发生过度反应的能力二这进.·步bl}明了高温下发生的过度反应可能楚z-N催化lIJ失活或失去定向能刀的主要原因。

目前新.1 k.发的聚丙烯高温枢化剂可以在1 }}至}'}条件下进行聚合(35]，并可以得到高筹规度和宽分子最分布的爽丙烯树啥 i\"此催化剂山两个固体组分组成，其成分是LeJ J4的厂和1的(C玩j i }} ( }}} } f }}场几:开发这种催化剂的口的，主要是为了适应在I界或超临界条件下操作的环管反应器淤

浆聚丙烯工艺，它可以大大缩短果台反应时间，提高反应器的生产能力。在高沮条件下得到的聚丙烯树脂具有很高的泛性和很高的等规度及结晶度，但是它的分子壁相对较低，而且在目前的情况下，除了溶液聚台下艺和超临界聚台工艺外，不容易找到能发挥其特点的合适的聚合丁艺技术。因此，从学术理论的角度看.这是一项催化剂技术的新进展，但是从应用的角度看，此项技术还有待进一步观察和研究。

三、聚合

如前所述，聚氯镁载体Z一N催化剂是一个非常复杂的体系，‘它具有多种组分，其表面存在多种活性中心，在聚合过程中这些组分对反应速率和立体规整性的调变作用是不一样的。因此，尽管复相z一N催化剂的动力学研究对上业应用具有很人的意义，但对解释聚合机理却不令人满意‘”[’刘。这一节将对丙烯聚合动力学模型以及影响聚合动力学的各种变化因素，如催化利、助催化剂s体和氢气浓度，聚合温度和时间，聚合介质等分别作介绍。

3.1 丙烯康合反应动力学

3.1.1聚合反应的墓本历程

聚合反应通常包含链哟发、链增长、链转移和链终止等基本厉程。Naua等人提出下列动力学历程:

(1）链引发:

聚合速率也取决于烧基金属化合物的种类及浓度。这不仅是由于其烷基化反应是形成催化活性中心酌必要前提，同时过渡金属卞催化剂与烷基金属化合物助催化剂之间的相互作用是导致催化体系活性改变的重要原因。

院基金属化合物在聚合体系中担当“清退夫”的作用，它与体系中杂质的作用也会造成一定的消耗。N粗恤等发现。一TiC1，一月且3催化体系中AL}i摩尔比低于8十S时，丙烯聚合动.力学1于为几乎没有差别，烷基金属化合物浓度更高时才能达到稳态聚合速率。

由于针属于易十变价的元素，当使用具有较强还原性的烷基金属化合物助催化剂，如}n}: C}或.11F t x，若其浓度较高时会发生Ti还原至低价态的副反应(图3一幼)，而导致催化剂动力学行为的}C变:即使在室温_.也会出现此副反应。

主副催化剂之间的相互作用和从氧化态的变化与催化体系密切相关。Ti仇Ir1}Etz}1催化体系中几乎完个是}.}+物种仁+sl。但在载体催化体系中铁的还原反应速度极快，如K.ashiwa报说，Ti认IEBIM}(:1;体系在印℃下与TF}1 k .tll”二5i3)反应}l}t后，Ti''‘还原至'#';}’( 209}n)和}i''十〔}fl0k) o Chien等发现。在室温下}.}4十也可达势%左右，即使没有烯烃存在:还原反应也会进行_}}l，若是用科BA作助催化剂则一般不致出现.1j.12 +物种;G}ICId等还采用鹉R和滴定方法侧定了在给电子体存在下.}1 +的不同还原程度} L'}lia

庆伊给出了可适用丁}1}}，一Af}i}Ca和}1}1}}，一ALEI3两种催化体系丙烯液相或气相聚合的稳态速率与t}}Z'1摩尔比的关系式:

式中，A为}Tf膝尔比;P为丙烯压力;k和灭为常数，在”℃下分别为2U.4和0.5}

Natty和Schne}C。认为}r3浓度不超过}. } 1110卜 1.时，对}1}汤催化剂的聚合速率投有影响，只有在其浓度超过o.300L厂L的超浓情况下才会发生影响。}Y等人[[13l;将此情况解释为链增长1}}中心由于A1Ft.3的可逆吸附而暂时失活.其生成的物种C}与AiFr>;浓度有在下式给出的关系:

式中，c。为总的活性中心浓度;}A为AEI」在活性中心上的吸附平衡常数;}fl为从Erg的分解平

衡常数:

众多的作者报道了,}R3浓度对M目二2载体型催化剂聚合速率的影响.这些作用在峪姚}3}}一AIEta，X7解hr'TiC14一t11 (ibu}}，枯邵bl\"I'iC}IM少}-.钊吸Ci和M解lx}`I'}Wa一EB-}t}等体系中均观察到。染台速率随A1R}侬度迅速增高至某一极值后明显衰减，这种现象可以解释为体系中要求有一定浓度的}411}}起到清道夫和椽定活性中心的作用L132,133J，这种变化关系人受单体浓度的影响。

茂金属一MAII催化体系中.}1/Mt摩尔比对丙烯聚合速率具有明显的作用二聚合活性对log注(注为Al,'}r摩尔比)的依赖关系呈钟形} I-}i1 };}})，刘不同的茂金属其钟顶的位置亦不同(见表3一4}。休系中Ice, }\"! M,}C?浓度促进阳离f茂金属活性中心的生成，并起到抑制其双分子失活反应的作用。

聚合介质的影响

在多相催化剂的聚合过程中，介质的选用对聚合速率的影响不是很大二AA一’}'iC;l}催化丙烯聚合用芳香烃类t}脂肪经类溶剂聚合活性要高，这可能是与TiCI }中的'}-1}3存在有关。有人认为这种差异井非由于介质的介电常数不同.而是由于芳香烃溶剂比脂肪烃溶7f9有更高的去除}\"l}lg表面毒性能力的缘故。

在均相茂金属催化体系中则情况迥然不同，有文献报道[i97_以二氯甲烷代格普遍使用的甲苯作为溶}'u a合速率可以提高6倍。这种作用是由于}2姚高介电常数所致。反应介质教高的极性可以促进生成与溶剂分离的活性更高的茂金属阳离子。

四、生产工艺技术

聚内烯的生产工艺主要有4种，即溶液法，溶刘浆液法(简称浆液法)，本体法和气相法。

丙烯聚合催化荆的进步促使rP生产工艺不断简化、合理，从而节能、降耗，不仅大大珠低厂生产成本。而且提高了产品质量和性能、l，P的生产工艺经历了低活性、中等规度的第一代吸济液法、浆液法少.高t1性、可省脱灰工序的菜一代《絮液法及个体法)，以及招高活性、无脱灰及脱无规物的第三f以气相法为本)等三个阶段。详见表

近年来，传统的浆液法工艺在即生产中的比例明显「降，本体法工z仍然保待优势，气相法工艺则迅速增长。气相法以其1:艺流程简单、单线生产能力大、投资省I}备受青睐，这也是未来PP工艺的发展趋势。除了一些特种用途外，淤浆工艺的装置止在被淘汰。

图1一2全球即各工艺的比例

目前世界上比较先进的PP牛产工艺土要是本体一气相组合工艺和气相法工艺、.典型代表有:甲犯riEx}l木体一气相工艺、Hruul本体一气相工艺、UruEx}l气相流化床工艺、1VavnleR气相工艺、}nno}ene气相工艺、窒素的气相工艺以及住友的气相上艺。

日前，全球8f1%以乍的I'P生产能力采用了先进的生产工艺，2(100年全球PY采用各「艺的比例

4.1溶液法聚合工艺

溶液法下艺流程复杂，且成本较高，绪液法聚合温度可高达1}4℃以f=，结品1''Y溶栩在。一烯烃中。在这个温度下。聚合热叮以转化成一种有用的能量.如蒸汽。Ee}t工竺是惟一工业化生产结品1}的溶液法聚合丁艺。由丁传统的第一f七L - 1}催化剂在需妄的治液温度下的立体规整性和活性不够高，因而采用一种特殊改进的他侄利休系—锉化合物。

如氢化捏铝，这种催化剂能适应高的溶液聚合温度。催化剂组分、单体和溶剂连续加人聚合反

应器，未反应的单体通过对溶剂减压而分离并循环。额外补充落剂来降低溶液粘度，井过澹除去残留催化剂。溶液通过多个蒸发器而浓缩，再通过一台能够除去挥发物的挤压机而形成团休聚合物。团休聚台物用庚烷或类似的烃萃取进一步提纯，同时也除去了无定形PF,取消了使用乙醇和多步蒸馆的过程。这种工艺用于生产一些与蒙液法产品相比模量更低、韧性更高的特殊牌号产品。

溶液法工艺之所以只有F'}i4} R1 V L公司采用，这与l;a}i}an公司丰富的溶掖聚合经验有关，滚公司采用涪液聚合工艺大蟹生产用于照相胶片的醋酸纤维索。这种工艺虽然独特但也有一定的灵活性，生产的产品与其他工艺相比更软、熔点更低。由于采用特殊的高湿催化剂因而产品范围有限。该工艺早已不再用于生产结晶聚丙烯。

4.2桨液法聚合工艺

(1）日常规催化刘浆液法早期的浆液法是采用常规催化荆，用榕剂作稀俘剂。将丙烯和;催化刹加人到几个申联的.li应倦中，在5(1、f}}，1一2 !}fPa I=进行聚合反应，生成的聚合物成扮札状悬浮在稀释剂中:反应结束后的浆液，经闪蒸脱除未反应的单休、脱除催化刑残演和脱除无规物等上序.然后r于操造粉得到成品:.

该技术的代表性工艺是意大利}iulslx}t;ak! Ili浆液法工艺技术，它也是l卿年即首次工业化又用的技术。为外”P1}f'.Il}PC , }15}4F}}' . : .,井油化‘二:并东版、仕友化学等都开发了类似的技术。

（2）高效催化利浆液法采用常规附化剂的浆液法、水平较低，必须考虑脱灰和脱无规}J' \题 v 1 }'3 } '} h}l}o,t}}sut} #i三井开发成功}f4}sa负载E效催化剂以后，使浆液法聚n丁艺大大简化。导致一[生产成本和建设费用的大幅度下降。其典型代表是三井油化的高效淤坟法土艺技术。

三井油化的高效淤狱法工艺，庄采用f超高活性的高效催化刘以后.省去了原一〔艺中的说灰、

稀释刑和甲醉的回收\工序。无规物也大大减少，流程较呆用常规催化剂时大大简化二此外，聚合物I}}}好、表观密度大，细扮少，并且。聚台物的机械性能如冲击强度、卑服强度、刚性等与常规催化}l生产的树脂栩比有明显的提高。

4.3本体聚合工艺

从印年始。i}ea}er}e (Deer)和Ph}fl}p}石油公司就开始了丙烯液相聚合工艺的研究，开发了比浆液法更简单的R}sll和月、illi}s本体法工艺。使用第一代TiI屯催化剂，需要用适当的溶荆脱灰和脱无规物。X9年，美国的D吸d公司童成了第一套工业化的本体法狡丙烯装置，采用釜式反应器。197ti年以后，很多大的化工公司如日本的住友、Phillips ,美国的FIPaso等公司都实现了液相本体聚丙烯1艺的上业化。采用高活件催化}i后，本体法下艺进一步简化，取消了脱灰工段r装置的经济性进一步提高。但这些工艺很快就被不久之后采用超高活性载体催化剂开发出的液相本体和气相组合法及气相法新工艺所取代:

与采用溶荆的浆液法相比，采用液相内烯本体进行聚合有很多优点;

①因为在液相丙烯中聚合，不使用怡性溶剂，反应系统内单体浓度高，聚合速率快，催化剂活性高甲并且聚合反应转化率高，反应器的时一空生产能力更大;

②由士聚合过程不用溶剂，没有浴剂的精橱和循环，因而工艺流程简单，设备少，生产成本低。“气废it1少;

③颗粒本身的热交换性好，反应器采川全凝冷凝器.容易除去聚合热，并使撤热挽制简单化，可以提高单位反应器体积的聚合量;

④在液相丙烯中，能除去对产品性质有不良影响的低分子盆无规聚合物和催化刊残清，因此，

在产品洁净度方面，可得到高质量的产品;

⑤浆液粘度低，机械搅拌简单，耗能小。

本体法工艺的主要缺点在于反应气体需气化、冷凝后才能循环回反应器。反应器内的高压液态烃类物料容量大，有潜在的危险性。此外，反应器中乙烯的浓度不能太高，否则在反立器中形成一个单独的气相。使得反应器难以撇作，因而共聚产品中的乙烯含量不会太高。

本体法不同工艺路线的宝要区别是反应I的不同，上要分为两类:釜式反应器和环管反应器。釜式反应器是利用液体蒸发的潜热来除去反应热，蒸发的大部分气体经循环冷凝后返回到反应器，末冷凝的气体经压缩机升压后循环回反应器。而环管反应器则是利用轴流泵使浆液高速循环，通过夹食冷却撤热，由于传热面积大、撤热效果好，因此其单位反应器体积产率高、能耗低。

本体法生产工艺按聚合工艺流程，可分为间歇式聚合工艺和连续式聚合工艺两种，现分计如下。

间歇法聚合工艺

我国炼)气内烯资源十分丰富，但炼油厂址布局比较分散，规模较小(丙烯原料每年为儿千吨至2万吨):因此，充分有效地利用这些宝贵的丙烯资源:是·项重要的课题。间歇本体法聚丙烯技术正是基于这样的原料基础发展起来的。

1916年，由北京化工研究院开发的络合I珊催化剂，在辽宁瓦房店纺织厂34I.釜间歇法液相本体聚合实验中获得理想的效果。197!年.又在该厂].5衬聚合釜中试用北京化工研究院开发的络合11催化荆，同样取得了成功。在此之后，采用络合牡?}化剂，由我国自行设计的千吨级间歇法液相本休聚内烯技术在全国得到迅速推广};v用。

从70年代后期开始，先后在丹阳化肥厂、常州石油化工厂和岳阳石油化上.}\". J橡胶广建成投产两套2 }U。和一套1. B irtfa的间歇法液擂本体聚丙娜装置。据统计，20)〕年.我国闭歇法液相本体聚丙烯装置设计生产能力约为&1(1 kt,全年的产是约为吕石。k;，占我国聚内烯总年产最的N . 7 }n。

问歇法液相本体取丙烯技术之所以能在我国得到迅速推广应用，并且在目前我国的聚丙烯生产的主体己经是连续法技术的情况下，仍具有一定的生命力。主要原因是间歇法液相本体聚丙烯技术只有如卜的优点:

①生产工乙技术可靠。多年来的生产实践已经证明了这一点。

②原}``t丙烯的来源比较丰富，对其质橄的要求不是很高、随着各地石油化工的发展，V}J烯更容易得到。

③}f r的催化剂有保i} ; :}1过-I }京化上研究院对炼厂丙烯精制技术的开发，炼J一丙烯可以达到高纯度聚合级，井进而达到使用高效催化剂的要求:除可用络合n型催化剂为主催化剂、一氯二乙基铝为活化刺外，还可采用高效催化':为主僻化翘、二乙基铝为活化刘，配合硅烷为外给电子体化合物牛产较高质量的聚丙烯树脂:

目前的间歇法液相木体聚丙烯装}L使用的催化剂有络合n型、、型、cs一l型、因型、cS一2型及IiDC型等，分别山国内的北京化工研究院、北京}}i奥达石化新技术开发中心、辽宁营口向阳化工厂及燕化高新技术股汾有限公司牛产。其中络合技型催化剂为第二代催化剂，其他儿种均为高效催化剂。

①广5}的产品市场。由丁国产的聚丙烯树脂供应直不足，用间歇怯生产聚丙烯，可作为我国聚

丙烯树脂的补充来}} G}司时也因为问歇法液相本体聚丙烯技术生产的产品性能，如熔体流动速率、等规度基.本.上能满足国内市场的多种用途的要求，产品可用丁生产板材、编织袋用的扁丝、打包带等。.

⑤流程简单，投资省。J女效快。操作简单，产品牌号转换灵活，“三废”少，具有中国特色，适合中国的国情.:但另方面，间歇法液相本体聚丙烯技术也有很多不足的地方，主要表现在如下儿点:

①生产规模很小。难以产生规模效益二

②装骨手下操作较多.间歇生产，自动化控制水’r较低，产品质堵不稳定。

③肺料的消耗定额较高。

④产品的品种牌号少，档次不高。用途较窄。

间歇本体法聚丙烯生产工艺

全流程可分为原料格制、聚合反应、闪蒸去活、造粒包装，丙烯回收等五个部分。

连续式段合工艺

本体聚合工艺按采用的桑合反应器的不间7分为釜式寮合下艺和管式策合工艺。

(1)连续釜式策合工艺本体聚合工艺是勿世纪翻年代最初由瓜轰山药物化学公司和f'hi}ls}a石油公词开发的。Rexals工艺中，液态的丙烯在一搅井的釜式反应器中珊合。反又结隶k，得到5u一6U9'o Yl'的悬浮很。然针悬浮液进入旋风分离器中，在大气压力下，将谈合物和气态的单体分离，

气态的单体经压编冷凝后.返回辛合反应器。该工艺由于采用低活r}的常规催化剂，必须脱除催化荆残渣和无锐物.并且产品的等规度和收率较低.、

三井油化的n,}浏}艺是将釜式本体聚合l艺和气扣工艺相结合，均旋物和无规共粼物注釜式液相本体反应器中进行.抗冲共聚物的生产在均豪后，在气扣反应}}}}r-

该I艺采用最先进的高效、高立构定向性催化荆眼一U，是一种无溶J、无脱灰工艺.省去了无规物及催化刘残绮的脱除。该I艺可生产包括均难物、无规共镶物和杭冲共滚物在内的全范围PP产品。

聚合物的收率可达moo，i}娜吻负载催化利，产品的等规度可达%%一9}，

策合物其有窄的和可控的粒度分布，不仅可稳定装跳的运转，且作为粒料更易运翰。

目前世界t呆用此工艺已有和在建的生产装黄达乃金.J住令产能力?万哟ler/扩9J

(2)连续管式聚合工艺

① 必f'}ulli}s公7环管工艺P}}}l}}s公rij环管工艺是连续骨式泉合工艺的典塑代表，也是最早的本体聚合工艺之一。Phi I}}pa ,Z艺采用环管城反应器.常规催化利生产。环管型反应器具有全容x装料、单位反应容积所古有的传热面积大、传热系数高、生产强度高，而且环管内物料流速快、吸胶少、切换牌号的时间短，设备结构简单每特.}IOy

②Bas洲的场灵1面即!工艺该工艺是环管液相本体工艺和气相工艺的组合，是由 Mu}}te-d1。公司1982年开发成功并工业化的，现在归Shell和BASF合并而成的聚烯烃公司Basell公司所拥有。

该工艺采用一个或多个环管本体反应器和一个或多个串联的气相流化床反应器，在环管反应器中进行均聚和无规共聚，在气相流化床中进行抗冲共聚物的生产。它采用高性能GF一2A或盯一4S球形催化剂，无箫脱灰和脱尤规物，聚合物的收率高达《x000 k岁掩负载催化剂，产品有可控的粒径分布，等规度为90 0lo }. 99 9} o

该工艺可生产宽范围的丙烯聚合物，包括PP均聚物、无规共聚物和三元共聚物，多相抗冲和专用抗冲共聚物(乙烯含量高达25 % }以及高刚性聚合物。产品质量极佳，并且投资费用和运转费用较低。轴eri问工艺是全球应用最广泛的FF J}艺，目前世界上采用此工艺已经在运转的装置达l3套，总能力超过1 1000 ktla，约占全球PP生产总能力的3$%,另有13套装置在设计或建设。

该工艺的总许可能力超过135110 kVa,单线生产能力为4a一400 ktla}}}

③I}PnCa}18的B4tSL8J'工艺技术}01}8}i5公司继开发成功$arstar }16}聚乙烯工艺之后，又成功地开发了$oistar双峰PP工艺，2001)年5月在奥地利的Schwechat建成了世界上第一套双峰)EyP生产装置，生产能力为}C10 lCt}a} n ] q

该工艺通过选择反应器组合可生产均聚物、无规共聚物、多元共聚物和橡胶含量非常高的多相共聚物。当生产均聚物和无规共聚物时，该工艺包括一个环管反应器和一个气相反应然;当生产多相共聚物时，再加上一个或两个气相反应器。

环管反应器在超临界状态下操作，典型温度为so一100: ,压力}.a一G.(7 MFa，丙烯进行本体聚合;丙烯和从环管反应器出来的聚合物在流化床气相反应器继续反应，该反应器的操作条件为温度so一9f19C、压力z.s一3.5 MPG。对于均聚物和无规共聚物的生产，从r述气相反应器出来的聚合物经过脱除残留烃，就可送去挤出、造粒;对于多相共聚物的生产，从气相反应器出来的聚合物再进人另一个较小的气相反应器中，生产共聚物的橡胶相。以上每个反应器的聚合条件都可控制，

这样既可生产标准的单峰产品，又可生产宽分子量分布的多峰产品。反应器之间生产速率比也可凋节，以满足最终产品用途的需要。

该工艺可生产宽范围的YP产品，从非常硬到非常软的聚合物，熔体流动速率[ MFR)范到为0.1一1200 }IlOnun，并且可定制用户需要的产品。

4. 4气相法工艺

FP气相1}合工艺是1969年由RASF'公司首先L业化的。按采用的反应器类型的.f;侧可分为气相搅抨床工艺和气扣流化床T艺;前者又分为立式擞拌威和卧式搅拌床两种。以)气相搅拌床工艺该上艺与流化床气扣康合工艺的差.}a是，反戍器内气相单体的流功速度保持在流化邃度以卜，坦此.时空产率要比流化;气相法高喜向反应器内通人液相丙烯，令其吸收聚合热后气化，可以有效地除去聚合热。

①Navcr} c。气相工艺I}}}n。工艺是OASF公司最初开发成功的，是气相搅拌床工艺的典型代表。1997年开始归HASF和Hn}hct合并成立的Tartar所有，20以〕年底由于>easell的成立，该工艺转给由ABB l}urr}rnu:公司和Fquist二公司成立的合资公司}Vrn\"vlen Technology Hnld-ings〔简称NT't 3 )所有L+7。

该工艺采用立式搅拌床反应器，内装双螺带式搅拌器。早期的lVovnlen工艺来用常规催化剂，因此聚合物中催化剂残渣较多。1990年I3iiSF公司采用高效催化剂，更新了此工艺。新工艺不需脱灰，不需脱无规物，省去了脱氯过程。可生产丙烯均聚物、无规共聚物，三元共聚物和分散橡胶颖粒高达5O%的抗冲共聚物以及高刚性产品。

全球采用该工艺已建或在建的生产装置共有39套，总许可能力达40DD ktla，大约占世界PP

总能力的l}}k，目前_}E在运转的生产能力超过3'i0a ktln}'}0 t410

②lnnovene气相工艺气相搅拌床工艺的另一典型代表是BP的Innoven。气相工艺，即原Amnca/窒素气相工艺。

该工艺采用卧式搅拌床气相反应器，通过液体丙烯气化控制反应温度。它采用超高活性、非常高立构定向性和可控形态的负载型催化剂.可生产均聚物、无规共聚物和在较宽温度范围内刚性和冲击强度平衡性极好的抗冲共聚物。

该工艺能耗低，乙烯一丙烯抗冲共聚物性能出色，过渡料极少，聚合物产量高，且其有高开工率。由于每一工艺步骤被简化，因而该技术的最初基建投资低且减少了生产成本，并且产品具有均匀性和极好的质量控制。

目前，世界上采用此工艺已运转和在建的生产装置达12套，生产能力为G5一350kVa}q3。总许可能力超过2000 kVa}0}。

③窒素的气相工艺该工艺采用水平柱塞流反应器，采用的催化剂具有高活性和高选择性，并具有可控形态。该工艺流程简单，能量消耗较低，因此具有较低的投资费用和生产费用。此外。产率较高，产品一致性好，质量拉制优异，产品适用性广，并且乙丙抗冲共聚物的性能极好。

目前世界上采用此工艺正在运转和在建的生产装置有8套，生产能力为}5一30(1 kVa,总运转能力为i500 kV彭9]0

(2)气相流化床工艺

① ucc的l]ni州工艺技术Uni网工艺技术是气相流化床工艺的典型代表，Vni州即工艺技术是

UCr和Shell于那年代中期合作开发的，是一种PP生产新工艺。现由Ud} 'I-} : }的子公司Univation发放技术许可。

该工艺流程中没有预聚工序，而是采用一个大的气相流化床反应器生产均聚物和无规共聚物.再串联一个反应器，可生产抗冲共聚物。再加上它采用5he11公司开发的超高活性催化剂Si}IAC,流程简单，并省掉了催化剂钝化、脱灰和脱无规物。

该工艺可生产熔体流动速率为0.1一300(1『lUmin ,等规度高达} v}的均聚物;乙烯含量最高达120dv摩尔分数)或丁烯含量达2Ig'n(摩尔分数)、具有宽熔体流动速率范围(从低于}.i gll0mi。到高于10U gll0min)的无规共聚物以及具有好的刚性和抗冲击平衡性能的各种抗冲共聚物。

该工艺简单、直接，投资和运转费用较低，污染小，起火和爆炸危害极小，易于操作和维修.日前世界卜采用此r艺已有和在建的生产装里达拈套，生产能力范阁为朋，2fi}J kt}a\"总许可能力姐过} k}a}}v':

②住友的气相流化床工艺技术}n世纪}a年代切期，住友公司开发厂液相本体工艺，但是由丁·杭冲共聚物中橡胶段溶于液相丙烯，因此小能生产L冲共聚物，阳年代义开发成功气相工艺。

住友的气相工艺可生产包括均聚物，尤规共聚物和杭冲共聚物在人的全范困即产品，可侧得川丁注塑的超高抗冲PI’，和用于薄膜的非常柔软的}}1r住友公司采用它开发的高活性、两选择性、形态非常好的催化剂，用于PP的生产无需脱灰、尤需税无规物。

目前仪有两真装置采用此技术，一个是住友在n木的合资企业，另一个是化友fPhil}i}rc,在美国的合资企业:使用该工艺的总生产能力为35} ktl},C}tallay及刊砚。

叮技术 lrlan}l I公司在勿年代成功开发了两种生产具有高附加倩川，的新技术.即(\及，

Hiuahnyr技术。

Ca}llay技术是采用特殊的催化剂，在三个气相反应器中使丙烯与不同的共案单体及第三单体(包括以前聚烯烃生产中从未用过的第三单体)共聚，生成一系列反应器内合金和热塑性弹性体。目前Moniell公司有三套使用伪扭UdY技术的)生产装置在运转，总生产能力为35} k}1e,其中两套装置分别于X99】年建在意大利的F'e~及i}a}年建在北美Te珊的助-pnet,通过数次脱瓶颈，每套装置产奋在1的ktla以上。199，年第三套150 ktla的装置在荷兰的Mnendijk建成投产。第四套装置计划建在远东。

Hivalloy工艺采用两步或三步合金技术，在PF生链上接枝苯乙烯、丙烯睛、甲基丙烯酸甲醋等极性共聚单体，以使PP与其他树脂共混时有更好的相容性，从而得到新型高性能工程塑料化>}树脂。Hivalloy工艺的开发使即成为最好的上程聚合物之一，其耐候性和光泽保留性可与油S或兀相竞争，而成本却较低。1-Iivallvy.已成为汽车工业的选择用料，用于安装安全气囊的汽车侧柱，已通过低温耐冲击试验。Maa}tell公司在北美Baypo}t有·套6$00 tIa的Hivellr}半工业化装置.通过脱瓶颈将估牛产能力汰到l3 . fi kt}n-

4.5工艺技术比较

4.5.1技术性比较

4.5.2经济性比较

各种工艺的投资1占算和操作费用}.tr算的依据如下:

①投资和操作费用按199年三季d}美画海湾地区的价格水平。

②一台或几台反应器串联的单条聚r.n生产线和一台挤压造粒生产线.装置规模为200kt/a.

③除特殊说明外，均为单条能生产抗冲共聚产品生产线的投资。

④界区内《工三r3Tr)投资包括从催化荆制备(配制)到料仓储存、包装和一个 仓库。

⑤产品包装}u储存，包括能储存3天颗粒产品的料仓，产品T11L1 }a包装，能储存3个星期袋装产品的仓库。投资估算见表6一tow

⑥界区外投资包括场地二通一平、公用设施、污染物处理、原刹储存(不包括烃类原料储罐，烃类原料以管道送人界区)、建筑物、蒸汽、循环水、变配电系统。

⑦运转时间为$0a0 hla},云原料为市场价聚合级丙烯。

⑧操作下包括聚合、挤压造粒、控制室、原材料处理、质量控制，不包括包装工段的工人。

⑨

⑩产品经济基于均聚物和含}a}乙烯(质量分数)的抗冲共聚物。

操作费用不包括销售、管理、研发、运输等费用。

⑾专利费不包括在费用}I}算中‘专利费的多少取决于淡判的结果，会对投资和操作费用有重大形响。

13.界区外，（OSBL）投资包括与界区内生产直接相关的一些公用丁粉及辅助设施的投资，包括:

原料、}rJ产品的储存设施(不包括乙烯、丙烯)，蒸汽发生系统。冷却水系统(包括冷却塔和泵)，工艺水处理系统和泵.热水系统，供电、变压器、开关拒，辅助建筑物(维修、仓库、实验室、消防站、办公楼等)，公用不程t包括仪表风、上少’风、氮气..备用发电机、消防水泵等)，现场设施吸包括道路、照明、通讯.下水、供水等).废液处理设施等。

14.其他工程投资取}59h(}}I}T. + C7fiiiT.).主要包括培训、开车服务等，不同工艺技术和具体工程r.}}日会有显着差异。

15.案合级丙娜为331美元/吨，乙烯为52}美元/时，

16.折扣，界区内按5%，界区外按5%计。

数据可以看出，Pri}wfl 工艺在所有1艺技术中的总现金成本最低，低于所有气

相法装置，界区内投资也在最低之列二饰Seri浏、};ni问、}rnwlen, Itutov}} }种主要工兑技术界区达投资最大相差C}.6}c，而生产成本仅相差I .5}r'r,}，这也表明主流聚丙讲1艺技农的经济性非常接近。氏。t<}一「艺v]于在超临界条件聚台，流程较复杂，界区内投资和生产成.扛较高。

经济性比较的情况与目前工艺技术占据市场份额的情况井不完全一致。由于}_ z经r'I'}=比较只是对成本和投贷的简单分析，A,以看出各种工艺技术的经济性相差并不显着，在};艺技术迭徉时其他影响因素就显得比较重耍.尤其是专利费的高低，产品品种和性能范围、产}17切换的灵活性，大型袭置的业绩等鑫考因素.

综上所述:我选择 Sphenipol工艺

工艺概况

Sphenipol工艺采用一组或两组串联的环管反应器生产聚内烯均聚物和无规共聚物，再串联一个或两个气相反应器生产抗冲共聚物。该技术内 .9眨年首次丁业化以来，是迄今最成功、应用最户‘一泛的聚丙烯工艺技术.、经原Himont,原Mantel.公司的推广，裁止2仪刃年采用S汕cri州丁艺的聚丙烯装置有R}套，总生产能力达到13.5 h'Ilfa，分布在全世界30个国家。已建成73套装置，13套装置在建设中。采用Spheripol 1.艺的聚丙烯装置总生产能力约占近阶年来采用高产率工艺新建聚丙烯生产能力的45 0}#}。仅在1996至21141的5年中就转让了}.5 Mrla的主产能力。

1980—1981年，Mrnite}an和}itsui公司合作开发出高效载体聚丙烯球形催化剂和硅烷给电子体，使得开发一种全新的聚丙烯聚合T艺成为可能。1'1①能生产市场所需的全范围产品，包括均聚物、无规共聚物、抗冲共聚物，且能生产熔体流动速率更高的均聚物和更高橡胶相含缎的高抗冲共聚物。

②利用球形催化剂来控制聚合物的形态，使生产工艺更为简单、并能充分获衍高产率和高等规指数。

③具有最小的停留时问，以降低牌号切换时的过渡成木。

④使进人挤压造粒的聚合物是完全惰性的(催化剂组分在聚合区域己失活)，.且不含轻质烃，可以避免危害卜游操作并减少环境}F}染。

经过人量的分析、讨论、比较.}iVL1tFY} 12ii711公司的工艺设比人员确定了以下认为是最合理的工艺方案{’}:

①采用连续的预接触和预聚合以保证预聚合产物质量的稳定性，防止因不同批次所造成的装置波动。

②较高的预聚合收率(5o一1 DOg PYI} aat甚至更高而不是当时通常的2一3} YYI} rat}使进入第一反应料的催化料颖料强度更高。

③采用充满丙烯液体的液相本体环着反应器生产均聚物，这种反应器具有很多搅拌釜式反应器所没有的优点.J

④在能够用冷却水将丙烯冷凝的压力下闪蒸未反应的单体丙场，用泵将丙烯循环回反应器.Ifll不用能耗高的压编机。

⑤采用气相反应器生产抗冲共聚物的橡胶相，这是生产抗冲共聚物最经济灵活的方法。

工艺特点

Sphenipol浏工艺是当今最先进可靠的聚f}a烯工艺之一。’j其他技术不同的是，其催化剂生产的粉料呈圆球形，颗粒大而均匀，一些工业化装置产品己实现不经造粒肖接出厂，尤其是对于高h}}t不能挤压造粒的产品。此外，均聚反应采用液相环管反应器，多相共聚采用气相法密相沉化床反应器。

Sphenipol采用的液柑环管反应器有很多优点，前文的Pl,;l}i ps本体法工乙中已有所介绍，如:

①有很高的反应器时一空产率心可达4()(l kg PP1h \"衬 ] , I}而反应器的容积较小，投资少。

②反应器结构简单，材质要求低，可用低温碳钢、设汁制造简单。山于管径小以〕)，即使压力较高，管壁也较簿。

③带夹套的反应器直腿部分可作为反应器框架的支往，这种结构设计降低了投资。

④由于反应器容积小，停留时间短，产品切换快，过渡料少。

⑤聚合物颗粒悬浮于丙烯液体中，聚合物与丙烯之间有很好的热传递。采用冷却夹套撤出反应热，单位体积的传热面积大，传热系数大，据称环管反应器的总体传热系数高达15(IU}Vi(祥·℃)。

⑥环管反应器内的浆液用轴流泵高速循环，流体流速i} }Ili}fi,因此月使聚合物傲浆搅拌均匀，催化刘休系分布均匀，聚合反应条件容易控制而月可以控制得很精确，产品质量均一，而且不容易产生热点，不容易粘壁。轴流泵的能耗也较低。

⑦反应器内聚合物浆掖浓度高[》50 %《质量分数)).反皮器的单程转化率高，均聚的i牙姆单程转化率为必50%—65%。

以上这些特点使环管反应器很适宜生产均聚物和无规共聚物。

为厂利用双峰来拓宽分厂贵分布，也由于装置建设大规模的需要 Sphenipol工艺一般采用两个申联的环普反应器。虽然这种设计投资较高。但在产率和催化剂收率相同时，两个反应器的总容积要小于学个反应器的容积:

Sphenipol工艺的杭冲共聚反应采用气相法生产。反应器是一个或两个串联的密相流化床反应器。

多相(抗冲)共聚物采用气相法生产是各个工艺技术普遍的选择:

①多'}i共聚反应是在均聚反应后进行，聚合物颗粒来自均聚反应器，在多相共架反应器巾不再有催化剂组分的分布间题。

②在多相共聚反应时要加入乙烯，而乙烯的反应速率很快，动力学常数.大，囚此反应所需的伶留时间短，而反应的压力可以低。

③气相反戍系统不存存液相单体或演剂，而使聚合物具有坑冲击性能的无定形橡胶相(EpR)是高度可熔丁液相烃类单体的。这样，淮一经济可行的方法是将均聚物和橡胶相的生产分成两步进行，将橡胶相添加到均聚物母休上，流化床反应器是生产橡胶相最经济可靠的方法，气相反应中生成的根胶相不会被?}解出来。这不但对保证共聚物的质量有利，而且所生成的共聚物的表面不易发粘。这对减轻共聚物挂壁或结块堵塞都有好处。

以上三个原因，为多相共聚采用气相丁艺创造了非J}有利的条件，而且采用气相反应器牛产橡胶相还有以下一些优点:颗粒的流动性好，不发粘;可设计较高的流化速率使气体和颗粒之间的传热系数较高，可采用循环气休冷却撤热;流化床内温度和气体组成分布均匀；当颗粒粒度分布(PSD)窄时可以有很好的流化和分离;选择合适的操作条件可以使催化剂的话性得到较好的保持。

至于即heripal工艺的多相共聚反应器为什么采用气相法密相流化床，这是基干其催化}1的粒径大而且圆，因此所生成的聚合物颖粒大(粒径2~左右)，且粒径分布窄，倾粒呈球形，流动性好，堆积密度高(4.ffD k}rr})，不像细粉那样容易被气流吹走。这样就为采用密相流化床反应器创造了极为有利的条件，从而可以缩小反应器的体积，不需要在稀相流化床反应器上留有很大的气一固分离空间，因而不但降低造价，节省能耗，同时也减少了挂壁的机会。这种形式的反应器时一空产率可达8}吨 EPR}} \" m}(总反应器容积)，容积利用率接近5}D 9}0，因而反应器容积.远小于其他类型的流化床反应器。

采用一个气相反应器系统可以生产乙烯含最在8 rah一129b质量分数)的抗冲共聚物。如需生产稼胶相含量更高且可能具有一个以上分散相的特殊抗冲共聚物(如低应力发臼产品)，则需要设汁两个气招反应器系统，保持两个气相反应器系统中的气相组成和操作条件，可以获得两种不同的共聚物涂加到均聚物中。

采用汽蒸和干燥两步法处理聚合物，先向聚合物吹人燕汽，将夹带的微量单体吹脱出来，并分解残余催化剂，聚仓物随后用闭路撅环的热氮气进行千燥。这种两步法与内脱气仓中通入氮气和蒸汽混合气的一步处理方法相比虽然增加了一些设备，但可以很容易将汽蒸尾气中的蒸汽冷凝面分离出纯烃类单体，能够完全回收利用尾气中的烃类，降低单体的消耗.J幻路氮气于燥系统也降低了装置的氮气消耗母。如耍将脱气仓排放的低压尾气中的烃类分离回收，需要采用复杂的腆分离技术:且不能完全分离，而送火炬烧掉则增加单体的消耗。

此外，Sphenipol工艺采用模块化设计方式可以满足不网用户的要求，易于分步建设(如先牡均聚物生产系统，再适时增加气相反应系统)，装置的生产能力也容易扩大。

Sphenipol工艺有严格完营的安全系统ia}i-I}使装置有很高的操作稳定性和安全仕。

新一代Sphenipol工艺采用纯的添加洲加人系统，使产品质攀更加均一稳定。而I}.方便产品切换。

Sphenipol工艺技术能提供全范围的产品、包括均聚物、无规共聚物、抗冲共聚物、三元共聚物〔乙烯一内烯一i.烯共聚物)。其均c物产品的A'II'f}范围为。.1一2D0(1岁l}irun,工业化产酥的M阳达到186}D盯IOmin(冷殊的不造粒产品)，高刚性产品的弯曲模量达到233工业化毛产的无规共聚物产FfC:J中乙烯含量高达x.596质馆分数)，并有乙烯一丙烯-丁烯二元

共聚物产u}a ,薄膜封焊起始踢度低至fm℃，可与气相法工艺生产的高乙烯含量无规共提物竞争。

抗冲共聚产晶乙烯含最可高达}} } h `tV lG'橡胶相)，并三只有达到姆呱乙烯含量(叨%橡胶相)的熊力。扰冲共聚产品具有很好的刚性和抗冲山性的综合性能。

此外，SPhC对州工艺可通过添加过氧化物和双环管反应器灵活地根据产品需要在聚合物分散指数吐1〕3。2一12之问调节产品的分厂量分布。可以在反应器内直接生产M皿高达招oo留l Oirun的产品，及大颗粒无需造粒产品，使5户et`i州工艺其有极强的竞争力。

Spheripol工艺的另·特点是先进的催化剂技术。F}li公司有多种催化剂体系uJ川十Spheri闷工艺生产不同类型的产品，如air - }r}}催化剂用于生产均聚物，n}}一Ml用于生产大球形的抗冲共聚物及均聚物和无规共聚物.}}}r·些高模量的均聚物则要使用u一给电子体〔二环戊系一二甲氧慕一硅}.简称rx:P}c)。一些高乙烯含量的特殊抗冲共聚物也要使用专用的催化荆-‘公司注册了多项专利的二醚类催化剂也已经有r商业化产品，如MC-i}x }z}一】27。二醚类催化剂具有很高的聚合活性(可达}m }}k} }}口和长寿命甲很好的等规指数拉制，高的氛气敏感性.产品有较窄的分子星分布。}a‘一12fz , I4ff巫27催化剂可以生产一些高性能的产品，如:双蜂MWiI的高刚性注射成型产品，超高MFI}的熔喷成纤产品，窄头们弧'头们弧i}的纺粘产品，高纯度RIjYP产品GAL注射成型的薄壁容器产品等。

工艺过程

Spheripol州工艺过程包括原料精捆，、催化剂制备、预聚合及液相本体反应系统、气相反应系统、聚合物脱气及单体l收、聚合物汽蒸丁操、挤压造粒等工序。

对于老的Spheripol工艺，能力小十1}0 icva的装置可以设计成单环管反应器系统。但新一代

即beri州上艺则设计成两个环管反应器，以利用双峰来拓宽分子量分布:、}6一I }i为两个环爷反应器加一个杭冲共聚反应器工艺流程示意也。

与其他工艺相同.由子催化剂对某}e r'}.质极为敏感，一般都要没计原料精制系统以除去这些杂质。化学级丙烯去除毒害催化刘的杂质后也可直接用于聚合，但装置的丙烷排放最加大。

桶装的固体催化剂在装置内要用' 3'l} }i7脂配制成混合均匀的娃化剂有，然后用液压操作的催化剂注人器}5}}人反应器系统。助催化剂和给电子体分别用计最泵加入预聚合反}Y器，3种催化刘在进入预雍合反应器之前先在小的容群内预接触棍合活化，使不同的催化剂颗料和单个催化剂颗粒内部具有相同的催化活性，然后用低温丙烯将催化剂混合物带入预聚合反应器。i};聚合反应器是一个小的环管反应器.在较低温度下，催化剂被生成的少量聚丙烯包麦.以提高催化剂顺粒的机城强度，避免在主反应阶段因高强度聚合反应而使催化剂颗粗破碎。预聚合也能显着提高催化荆括性，但其机理目前尚不完全清楚。

均聚物、乙烯一丙烯无规共聚物和乙烯一i}} J} - }-烯无规三尤共聚物的聚合反应是在两组串联的环管反应器中进行令每组反应器由4或5(取决于装置的生产能力)根管组成2或二个环，反应器底部配有一台轴流循坏泵以保证篆液高速循环。

预聚合后的催化剂淤浆进人第一组环管反应器。在此加人单体}房}i}3节分子量的散气。一部分丙烯进行了聚合。余下的丙烯仍为液态而作为固体聚合物的稀释J循环泵使撇浆高速循环并混合均匀，以防止固体沉积和改进传热效具0聚仓物浆液连续从第·反应器底部排至第气环管反应器，第气反应器中也加人液态丙烯和氢。两组环管反应器内J淤浆浓度均保持在55 }'o(质量分数)左右。

生产无规共聚物时.乙烯同时加人第一组和第二组反应器，牛产无规三元共案物时，乙烯和丁烯网时加人第一和第二反应器，氢和乙烯均用往复式压缩机送人，丁烯用泵打入。

聚合反应的压力为3。4一4. }}}},反,}温度为70、80℃7老的工艺相比，新一代Spheripol工艺的聚合汲度有所提高，催化剂的活性更高，产品的结品度和等规指数更高。用冷却水夹套导出反应热，通过板式换热器用循环冷却水将聚合热撤出反应系统。反应的压力、温度和淤浆浓度都是自动监测和自动挽制的。

包括抗冲共聚反应器在内的总停留时间为1.5h，生产均聚物的停留时间要低10%。

高速循环的一部分聚合物淤浆从第二反应器底部连续排出，经过一条加热管(又称闪蒸加热管)用蒸汽加热以保证随桨液排出的液相单体全部气化，然后将气态和固态的物料送到旋风分离器式闪缤罐，在约1.8MPa压力下未反应的丙烯}7燕出去而与聚合物分离。

从闪蒸堆分离出来的未反应的}J烯、I }J烷气体，与.从袋抹器顶部分离出来经a}编升压后的丙烯气体一起进人高压丙烯洗涤塔，洗去气体中支带的微量聚合物粉宋二洗涤后的气体经冷却和冷凝后送至丙烯进料峨，在此与补充的新鲜丙烯混合，再用泵送至聚合反应器使用。

高压闪蒸后的聚合物仍含有少量单体，进一步用接近常压操作的袋滤器分高出单体或在生产抗冲共聚物时加人气相反应器。袋滤器的操作压力约} . SMPa,分离出的低压气体经挑涤并压缩}. 1二BMPa以上与高压闪蒸的气体一起循环回反应器。

生产抗冲共聚物时，使用一个共聚反应器，生产聚烯烃合金(如低应力发白产品夕时需要连续使用两个共聚反应器。从闪蒸雄底部出来的均聚物粉料直接进人第一共聚反应器。与此}}J时，按一定比例恒定加入乙烯、丙烯和氮气。以达到共聚产品所需要的聚合物组成和性质。聚合反应热靠循环气体的冷却而导出:第一共聚反应器的温度为加℃，反应压力为1,1一1,4 MPa,停留时间为2}f1一4i1 rnis}t,反应器为立式简形容器，内设有转速很低的舌j板搅拌器，但最新的工艺设计则取消了刮板搅扑器。粉料料面控制高度为70%一8D%。

气相反应的控制，是靠调节反应~}内的气体组成(特别是乙烯对乙烯加丙烯的廖尔比，和氢气对乙烯的比)、总的系统压力、反应温度及料面高度(停留时间)来实现的。

如果要生产聚姗烃合金。则从第·共聚反应器底部出来的粉料在r}力下先送到一个旋风分离器二分离出来的气体返u到前面的袋滤器，固体粉料进入第二共聚反应器。在此再按一定It例恒定加人丙烯、乙蛹和氢气，以生成聚烯烃合金。

第二共聚反应温度为sc} .. m}: ,其他条件与第一共聚反应器类似;反应器的容积和尺寸也与第一反应器相Uv虽然两个气相反应器可以保证较高的特殊抗冲共聚物产量。但用气相反应器在商业上已经生产出总乙烯含量高达}s} }质量分数)的抗冲共聚物。

从气相反威器底部出来的抗冲共聚物粉料，排人袋迪器，分离出粉料中未反应的丙燎S乙烯、氢气\"1' v该低压气体压缩升乐后经精馏塔分离出乙烯和氢气并循环回气相反应器‘塔底丙烯则循环回均聚反应器:

从袋滤器排出的聚合物粉料仍含有也%一2}P质星分数)的单体，需要进一步处理以脱除扮料中夹带的末反应丙烯和内烷，并使催化料失夫活}}: ,以保证产品质盆。其生产.过.程是:从袋滤器底部出来的粉料进人汽蒸逸甲在此与低压蒸汽直接接触。吹除粉料中的丙烯和丙烷，也使残留催化剂失上活性。蒸汽经冷凝后排至隔ha池后再送生化处理，被蒸出的丙烯和丙烷压缩升压后送出界区以便回收。

从汽熬罐出来的粉料被送到流化床千煤器，在此停留约5一1f3 rnin* }Fl翔路循环的热氮气吹除粉料表面的水分。jW后的粉料用闭路氮气气流输送系统送至粉料料仓并进一步挤压造粒。Sphe}ipal工艺一般设计有较大的粉料中间料仓，使聚合系统和挤压造粒之间留有较大的缓冲时问，以便于挤压机故漳时检修而不必将聚含系统停车，提高装置操作的连续性。

新的Spher}pol工艺采用纯的添加剂加人系统.聚合物粉料从干燥器出来后被送到粉料料仓，经汁量后连续送人挤压机，在此.与添加刊混合，熔融、犯化，再经水下切粒，并经T燥,筛分后。送到掺很料仓。掺混后送人包装料仓包装成袋，也可散装出厂，取决于川户的耍求。

4. 6原料及公用工程供应和消耗

作为生产聚丙烯的主要原料丙烯。主要来自蒸汽裂解的乙烯生产装置，拣油厂的催化裂化装置和丙烷脱氢技术。

聚丙烯装置用到的公用工程主要有电、循环冷却水、蒸汽、氮气、消防水、脱盐水、工业水、仅表风、工业风等。蒸汽通常在界区内减揭、减压成0.芬M几的饱和蒸汽，主要用于反应器开车时聚合系统的加热，产生用于工艺操作的气相丙烯，气化从反应器排出的液相单体，保温伴热等。脱盐水用于闭路冷却系统的补充水，挤压造粒的切粒水等二氮气上贾用于开车的整个系统的氮气置拱，聚合物粉料的气流翰送，需要氮气保护的设备，分子筛的再生等。氮气的纯度要求>99.9铸丈体积分数)，氧含量《10、10~6f体积分数)，压力大于0，4MPa氏。仪表风的压力一般要求大于0 .5MPa，循环水的压力一般要求0.45MPa以上。

4.7聚合物的后处理

挤压造粒

对于聚烯烃产品，挤压和造粒工段对于产品性能、产品均一性及投资都有很大影响，并决定了最终拉料产品的形状和组成。挤压机也是全装里中最贵的设备。

挤压造粒单.元m上贾没备是造粒机系统，包括挤压造粒机、离心丁燥器、振动筛以及聚合粉料和各种添加剂的计量加料没备，包括添加剂配制或加料罐、计量秤、螺旋输送器、聚合物一添力J

刊似台器等一在挤压机的卜游是聚介物粉料的气流输送系统，「游是聚合物骊粒产品的气流输送系统。

聚台物和添加刑连续计量加人挤压机，在挤压机内经双螺打的强力捏合，聚合物和添加荆塑化、熔憩、从机头挤出，在切粒室内水’「切成颗粒。挤出温度通常在2〔幻一2以，℃之间，以降·吸熔融粘度并尽可能减少降解。饭熔体流动速率的牌号挤出温度稍高，高熔体流动速率的牌号挤出漫度稍低，以尽量保持挤压机相间的生产能力。从切粒机内排出的颗粒和水在离心干燥器内分离，切粒水经过滤除去细粉后进人切拉水箱.用切粒水泵打回切粒机，进人切粒机之前切粒水先经换热器用冷却水冷却草需要的佩度，不同翻吓碗的产品需要的叨粒水温度会有所不同，脱水干燥后的雏合物颗粒经振动筛分离出尺寸不合格的过大或过小粒子，合格的聚合物颗粒产品用气流翰送系统送人掺混料仓。

产品均化及包装储存

4. 7工艺控制

反应器系统的操作和控制是聚丙烯生产拧制的关键所在，不同反应器系统的控制乎段和方法不尽相同:但其控制方案与设计原}a基不相似。卜山简要介绍液相和气相反应器系统的典型控制方案。

(1)反应器的温度控制

气相反应器的温度由循环气冷却器控制。有的工艺采用带循环水泵的直接玲却系统，以提高控制可靠性、改善操作性能。

(2)反应器的压力控制

气相反应器的从力控制随气相反应衫的形式不同而有所不同。密相流化床反应器凋节反应器内的固休料位、将压力保持在需要的水平，压力也受到反应器内惰性组分(主要为丙烷)含量的影响r:稀相流化床反应器调节丙烯进料量来控制反应器的压力。

（3）反应器液位控制

反应器的粉料料位由料位计测赞控制:.料位汁一般采拓差月、式，测量密相床底部与顶部气}}}J}} 4并保持该压力恒定。流化床的松密度不会改变.除非循环气体的流量改贪。因Y根据前述的压差保持恒定，流化床的料位及质最能够保持恒定、.对于液相木体和气相法组合二艺构第一台气柑反应器e料支接从液相反应器进料到气相反应器，由于液态丙烯的作用，反应器内的流化床是处于湿状态的。因此，为了适当地进行流化，采用搅拌器对该流化床进行搅拌，4;}作为采用循环气体流化的一个辅助措施。为r用搅拌器达}!1有效的搅拌，必须有适当的粉料位十粉料扒位过高就不可能达到均匀搅拌效果。与此相反，粉料料位太低，那么就会山于绝对粉扛最不足而减少传热面积，妨碍丙爆气化:由丁这些}}r应尽可能地将反应器内的流化床料位维持恒定。反应器内的粉料lbj断地由粉料排放系统排出。粉料料位的控制是通过改变这种间断排放操作的时问间隔而实现的。对于完全的流化床.如Ul:(:公司技术，}J l}达到上述b的，循环气流量是相当大的。

对于性通过调节阀连续出料的密相流化沫反应器，通过调节底部出料阀的开度，并与反应器压力控制串级来控制料位。

(4）催化剂活性的控制}1素影响催化剂活性的该素以及这些因素所产生的作用程度可概括如下。

①反应温度 对于液相反应器来说，随着绝对反应温度的上升，聚合量呈指数上升趋势。但是，由一l几液相.反应器内反应温度的上升不仅增加聚合量，而且还使浆料膨胀，因此应保持对于各个牌号所设定的反应温度。气手n反应器内反应温度的上升，也会增加聚合量，因此应注意，决不允

许反应温度偏高设定。

②单体分压 由于在单体巾案合，对于液相反应器来说，单体的分厅决定丁反应器的温度。因此，单体分压是因交且。一般说来，如果在气相反应器内存在有很多不参加聚合反应的组分，如氮气和丙烷，则随着聚合量的减少，单体分压就会降低。气相反应如同板相聚合，其聚合早与单体分压并无育接关系，从是反应速率会受到影响。

③停留时间 在液相和气相反应器内。聚合量随催化}j停留时I }}的增加I}T1增加，尽管该增加最的大小互不相同。改变反应器内的反应休积，就可很容易地改变催化荆的停留时间。也就说。通过分别改变液相反应器和气相反应器内浆料的液位和流化床的粉料料位，就可很容易地改变聚合量:进一步地说。tai:液相一应器内，改变浆料的浓度.就可改变催化剂的停}i kit iHl浆料浓度越高，催化氛的停留对间就越长，因为在聚合物生产率保持不变的条件下，需要的进扛率变得较低。

④氢气浓度 氢气浓度直接影响到hiF'}t的道，在液相反应器内。较高的氢气浓度也会华响到聚合最。Mkilt是控制产品质鱿的重要指标。

五、三废及环保

废固体

废固体主要有废精制用催化剂和废树脂两种。

废精制催化剂，土要有脱水用干燥荆(分子筛、硅胶、活性氧化铝等)、脱硫剂、脱其他杂质的催化剂等，其种类和量取决于原料规格和催化剂水平，如界区原料为合格的聚台级原料财无须设立精制工段。废催化剂一般填埋处理或回收处理。

废树脂的产生源于造粒水平与操作水平，主要由于造粒机开车及运转不正常时产生的不合格PP树脂，·般作为副产品出售。

废液

废液有以下几种:清洗工艺设备的溶剂吸通常为己烷)，一般在开停车时产生;催化剂配制不合格时，需.}l氢氧化钠溶液加以处理，由此形成废催化剂滚体、这取决于催化剂配制水}a发生的概率很低，一般送出装置进行处理;还有一种废液是夹带污抽蓄机械用润滑油、密封油等)的地面污水《冲洗水或雨水1。含注虽取决于油的泄偏情况，这些泄漏的油一般要采取携施收集起来。pk}er}pol工艺有水洗涤t} ,排放一些含有少量聚丙烯细粉的废水，撇除悬浮咫体后，送污水场处理。

造粒工段用于冷却pP颗粒的切粒用水、因不断置换，置换出的切粒水作为工艺废水，仅含少甘固体悬浮物，撒除悬浮固体后排宇污水场处理。

这些聚丙烯细粉均可作为等外品出售。一些用己烷进行催化利批量预处理的工艺技术(如}iypol)也会产生一些已烷废液。

助催化剂烷基铝系统在检修前要川白油冲洗_[净.rJ}1}R}717}工艺用白油来洗涤低压丙烯气体.这些含有烷基铝的废油，先在装置内进行安全处理后达出装置焚烧。

废气

由于原料中含丙烷等情性组分，在反应系统中逐渐积累，因此需排放一部分气后作为原料返回装置，有些工厂将这部分气体直接送火炬系统。

因误操作、外来因素等作用导致的安全阀起跳或设备紧急排故。是造成废气量大的主要反因。

火炬的设计规模也就是基于事故下排放的量。尤其是本体波相聚合工艺，对于200kt1a能力装置.最大火炬排放母}1达15(?Vha

对于日前广泛使月的孙卜而工x}2.工艺。山于采用蒸汽去活残余催化剂和热氮气于燥两步处理魏合物，所有烃类气体都可以回收利用。其他一些采用向脱气仓内同时加人氮气和蒸汽工艺技术，脱气仓排出的含烃类气休和氮气、蒸汽的混合气，·般送火炬烧掉。也有采用膜分离的方法回收其中的内烯，但限于膜分离的效率(铂%一95}),丙烯巾仍含有少量氮气}5%一‘。%)，因而该股丙烯的利用比较团难。

由于一些工艺采用精谊塔脱除原料中如一氧化碳、氛气等轻组分杂质，塔顶会释放一部分不凝气，作为燃料或送火炬，其流量与杂质含量及塔的设什水平有密切关系，脱水用的分子I} }干i在分子筛再牛时会向.凡气中排放含水蒸气的氮气，对环境已无影响。

1. 2市场与需求

结晶PP表明了立构规整聚合反应的真实存在，科学的大门一夜间被打开.对新化学、新过程.。新产品的探索在繁荣发展。1950年，没有人见到过结晶PP而到1960年，儿个生产商已能生产50000t的PP用于迅速扩展的应用领域。PP有不可能聚合为高分子量的无用物转化为鼓舞人心的新科学与实际应用相结合的产物，这真是一场。

同时，一个新的商业材料家族诞生了，除了高密度聚乙烯(}}}}i}和PP以外，还有聚\"1-甲基一1-戊烯、乙丙橡胶(}PF})、乙烯·丙烯一龙烯烃橡胶(}P1}M}、

聚丁二烯和聚异戊二烯。

综观PP的发展历史，领军者总是处于革新的前沿。先是前身为Mc}ntecasini

的1rlontedison公司，随后是t3ase11公司，其主要任务是形成有价值的创成果。

最初阶段首先是解决}`.-} P}'相关的技术}'n j题，研究者的热情和领军者的承诺使早期技术〔催化剂、F_艺和产物〕有厂很大进步。一灼传统材料被取代，新的聚合物进入市场(见第10章)。

随着催化剂和工艺的换代，所创造的价值在增长，这使得聚丙烯成为优秀的塑料材料，而在土要应用领域占有重要的地位，这同样有利于朝着具有个性消费群的新的市场方向发展（图1.7)。

但是，在欣赏由迅速的技术迸步和.盯场接纳而产生的这样个伟人产品发展背景的同时，值得提到的是聚丙烯在收益匕的弱点。自从商业化后，价格循环极大地影响着PP生产者的经济效益二未来的挑战是达到一个可接受和能承受的投资回报水平，以保证生产者对市场不衰落的满意程度。

1999年全球PP的消耗达到26000 kt,与1998年相比增长了10.8%，这是过去5年间旬大的年增长率，其中亚太地区占全球总需求的37 }`c ,北美占解0}西欧占2$%，这三个地去占了全球总需求的88%。

1999年世界各地区需求增长速度最快的是亚太地区，高达13.7%,其次是北美，为12.4%。

近年来,全球即生产商的合井和收购成为热潮，2000年，Shell和BASF将它们的聚乙烯合资公司Elrnt}c}, }helJ的Mnnlcll和1BASF的FP公司Tti rg}}合并，成立了聚烯烃公司1Base11，成为借界上最大的1'1'生产商，其全球的J.\" ff生产能力达到5100ka/t，比位于第二位的BP（2200kt/a)高一倍多。Dow接管了UCC ='1lVfGI1Cr1.与TulalFim合并、形成了A}I lri iBF继收购Amoco之后，又收购了Arco。

目前世界上主要的PP生产商见表1一2。

我国的PP工业起步于20世纪60年代，但发展很快，尤其是经过“七五”、“八五”和“九五”的迅速发展，截至目前我国PP生产能力已达3083 kt/a。其中连续法生产装置31套，生产能力为2338.5 kt/a,占总能力的75.8%,间歇法生产装置50余套，生产能力为744.5 kt/a，占总能力的24.2%。

1999年我国PP产量为2666.4 kt,与19911年的377.9 kt相比，增长了605.6%，平均年增长率高达24.9%,2000年我国的PP产量达3100kt,其中中国石化集团公司生产了2200 kt。

尽管我国的PP工业取得了迅猛的发展，生产能力和产量大幅度增长，但在数量、质量以及品种等方面仍不能满足国民经济高速发展的需耍，每年仍需大量进口，且数量逐年上升，2000年我国进口PP达10kt，与1999年相比增长11.4%。