ES2234087T3

ES2234087T3 - Proceso y dispositivo para la preparacion de homopolimeros y copolimeros de propileno.

Info

Publication number: ES2234087T3
Application number: ES98660061T
Authority: ES
Inventors: Ali Harlin; Kauno Alastalo; Esa Korhonen; Jouni Kivela
Original assignee: Borealis Technology Oy
Current assignee: Borealis Technology Oy
Priority date: 1997-06-24
Filing date: 1998-06-24
Publication date: 2005-06-16
Anticipated expiration: 2018-06-24
Also published as: CN1155639C; CN1268959A; KR20010020518A; PL193876B1; EP0887379B1; CA2295018A1; DE69828222D1; FI972726A7; AU726554B2; EP0887379A1; FI972726A0; BR9810934A; JP2002504953A; JP3852957B2; MY124158A; CZ300053B6; US6455643B1; TW418214B; IL133651A0; WO1998058975A1

Abstract

LA INVENCION SE REFIERE A UN PROCEDIMIENTO Y A UN APARATO PARA PREPARAR HOMOPOLIMEROS Y COPOLIMEROS DE PROPILENO, EL CUAL CONSISTE EN POLIMERIZAR PROPILENO, OPCIONALMENTE, CON COMONOMEROS, EN PRESENCIA DE UN CATALIZADOR, A ELEVADA TEMPERATURA Y PRESION EN AL MENOS UN REACTOR CON COMBUSTIBLE EN SUSPENSION Y AL MENOS UN REACTOR DE FASE GASEOSA. EL PRODUCTO DE POLIMERIZACION DE AL MENOS UN REACTOR CON COMBUSTIBLE EN SUSPENSION, QUE CONTIENE MONOMEROS SIN REACCIONAR, SE CONDUCE HASTA UN PRIMER REACTOR DE FASE GASEOSA, PRACTICAMENTE SIN RECICLAJE DE LOS MONOMEROS QUE NO HAN REACCIONADO HACIA EL REACTOR CON COMBUSTIBLE EN SUSPENSION. LA INVENCION PROPORCIONA ARRANCADOS RAPIDOS, DEBIDO A QUE EL MATERIAL DEL LECHO GASEOSO SE ENCUENTRA DISPONIBLE DIRECTAMENTE A PARTIR DEL REACTOR DE BUCLE.

Description

Proceso y dispositivo para la preparación de homopolímeros y copolímeros de propileno.

Antecedentes de la invención Sector de la invención

La presente invención se refiere a la polimerización de propileno. En particular, la presente invención se refiere a un proceso de preparación de homopolímeros y copolímeros de propileno en un sistema de reactores que comprende una combinación de, como mínimo, un reactor de emulsión y, como mínimo, un reactor de fase gaseosa. La presente invención también se refiere a un dispositivo para la producción de homo- y copolímeros de propileno.

Descripción de la técnica relacionada

En la técnica se conocen un gran número de procesos de preparación de homo- y copolímeros de propileno. Así, por ejemplo, cuando para la polimerización se utiliza MgCl_{2}*TiCl_{4}, un catalizador convencional, soportado y de alto rendimiento, se pueden utilizar muchos tipos diferentes de procesos en emulsión y en fase gaseosa. El proceso en masa es un proceso en emulsión, en el que la reacción tiene lugar en monómero puro o en un medio de reacción que contiene más del 60% en peso del monómero. La ventaja principal de un proceso en masa es la elevada actividad del catalizador debido al hecho de que la polimerización se produce en un monómero líquido. Esto significa que para conseguir una productividad del catalizador que sea aceptable comercialmente (expresada en Kg de polímero/gramo de catalizador), es suficiente un tiempo de residencia corto en el reactor. Un tiempo de residencia corto en el reactor significa que el reactor puede ser de un tamaño pequeño en comparación con, por ejemplo, un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado. El pequeño tamaño del reactor conduce a un inventario del polímero en el reactor relativamente bajo, y esto acelera las transiciones entre los diferentes productos.

Los procesos en fase gaseosa tienen una menor actividad porque la polimerización se produce en un monómero gaseoso. Esto supone tiempos de residencia mayores, aumentando el tamaño del reactor y, por lo tanto, de inventario del polímero requerido, conduciendo a transiciones de grado más lentas. Por otro lado, el coste de inversión de los procesos en fase gaseosa es menor (menos complicado), especialmente debido a un menor reciclaje del monómero que no se ha utilizado, conduciendo a unos costes de inversión en equipos de recuperación más bajos. Otra ventaja de los procesos en fase gaseosa es la posibilidad de producir productos con un contenido de comonómero elevado. Todavía otra ventaja es la mejor seguridad inherente de los procesos en fase gaseosa, debido a un menor inventario de monómero y una presión menor, en comparación con los procesos en masa.

Con el fin de beneficiarse y evitar inconvenientes de las diferentes características de los procesos de emulsión en masa y en fase gaseosa, en la técnica anterior se han sugerido procesos en masa y en fase gaseosa combinados.

Para la polimerización del cloruro de vinilo se ha propuesto un reactor de emulsión/fase gaseosa en cascada en el que el primer reactor es un reactor de bucle, y el contenido de polímero del reactor de bucle está concentrado con soportes de sedimentación y es conducido a un segundo reactor, que es un reactor de lecho fluidizado. Se hace referencia a la Patente de Estados Unidos No. 3.622.553. La polimerización se continúa en el lecho fluidizado. La salida se hace de forma discontinua utilizando un soporte de sedimentación en el bucle, con el fin de minimizar la cantidad de medio de reacción trasportada al reactor de fase gaseosa.

La polimerización de propileno en un reactor de bucle, que se puede hacer funcionar en condiciones supercríticas, se da a conocer en la Patente de Estados Unidos No. 4.740.550. El producto del reactor de bucle se conduce a un reactor de fase gaseosa, en el que se continúa la reacción. Antes de entrar en la fase gaseosa, se extrae la fracción de partículas finas del producto de polimerización del reactor de bucle y se recircula completa o parcialmente hacia el reactor de bucle. Junto con las partículas finas, una parte de los monómeros del reactor de fase gaseosa que no han reaccionado se recicla directamente al reactor de bucle de la primera etapa.

El objetivo principal de la Patente de Estados Unidos No. 4.740.550 es proporcionar un proceso para preparar un copolímero de bloque de alta calidad introduciendo homopolímero con una distribución estrecha de tiempo de residencia en la etapa de copolimerización en bloque. El proceso dado a conocer comprende las etapas siguientes: primera etapa de homopolimerización en un reactor de bucle en masa, ciclón de eliminación de partículas finas entre la primera y la segunda etapa, segunda etapa de homopolimerización en un reactor de fase gaseosa y, finalmente, copolimerización de impacto en un reactor de fase gaseosa adicional.

Un problema con el proceso de la Patente de Estados Unidos No. 4.470.550 es que si todas las partículas finas eliminadas de la salida del reactor de bucle de la primera etapa se recirculan al reactor de bucle, existe el riesgo de que, eventualmente, el reactor de bucle se llene de catalizador agotado inactivo o de partículas finas agotadas ligeramente polimerizadas. Por otro lado, si una parte de esta corriente de partículas finas se combina con el producto del último reactor, esto puede causar problemas de heterogeneidad en el producto final. Además, si una parte de esta corriente de partículas finas se recoge separadamente y se mezcla con un producto homopolímero separado, tal como también se sugiere en la Patente de Estados Unidos No. 4.470.550, esto conduce a un funcionamiento complicado y económicamente inaceptable. Tal como se comentará en la descripción detallada de la presente invención, los presentes inventores han encontrado que se puede producir un copolímero de impacto de gran calidad con una homopolimerización de dos etapas seguida de una etapa de copolimerización de impacto sin eliminación de partículas finas ni circulación, incluso después de la primera o segunda etapa de homopolimerización.

En la presente invención, uno de los objetivos principales es minimizar la cantidad de circulación mediante una secuencia específica de reactores y la selección de las cantidades relativas producidas en cada reactor teniendo presente dicho objetivo. Esto es una idea, que, claramente, no es el objetivo de la Patente de Estados Unidos No. 4.470.550. Este punto se clarifica más extensamente en la descripción detallada de la presente invención y en los ejemplos.

Para la polimerización de olefinas, se conoce un proceso en el que la primera reacción se realiza en medio líquido, y la segunda reacción en ausencia del líquido (compárese Patente del Reino Unido No. 1 532 231).

También se ha sugerido un proceso de dos etapas para la polimerización de etileno, compárese Patente de Estados Unidos No. 4.368.291.

En la Patente WO 88/02376 se propone la prepolimerización en emulsión conectada al proceso de fase gaseosa.

Se ha propuesto un proceso en fase gaseosa para poliolefinas, en el que se utiliza un catalizador especial con forma esférica, en las Patentes EP-A 0 560 312 y EP-A 0 517 183. El catalizador se prepolimeriza en un reactor de bucle utilizando más de 5 partes de polímero y 1 parte de catalizador hasta el 10% en peso del total de la producción.

Las Solicitudes (Pendientes) de Patente Japonesa Nos. 58/065.710, 01/263.107 y 03/084.014 describen la fabricación de copolímeros de bloque de propileno-etileno en un dispositivo que comprende una combinación de un reactor de emulsión y un reactor de fase gaseosa. La emulsión polimérica del reactor de emulsión se introduce en un sistema clasificador instalado entre los recipientes de polimerización de propileno, y una emulsión que contiene partículas gruesas se suministra a un recipiente de expansión para la separación de gas y, a continuación, el polímero se introduce en un recipiente de copolimerización de etileno-propileno, mientras que la emulsión que contiene las partículas finas se devuelve al recipiente de la emulsión.

Algunos de los inconvenientes asociados con los procesos en masa y en fase gaseosa, respectivamente, se evitan mediante los procesos combinados de la técnica anterior sugeridos. Sin embargo, ninguno de ellos cumple los requerimientos de flexibilidad y bajos costes de producción dictados por la configuración de la producción comercial. El reciclaje de grandes cantidades de monómeros que no han reaccionado desde el reactor de la segunda etapa hasta el reactor de emulsión (en masa) de la primera etapa aumenta los costes de inversión y de producción y evita el control independiente de la composición del medio de reacción en los dos reactores.

Resumen de la invención

Un objetivo de la presente invención es eliminar los problemas relacionados con la técnica anterior de los procesos de un solo o múltiples reactores, y proporcionar un nuevo proceso de preparación de homopolímeros y copolímeros de propileno (y otra u otras alfa-olefinas).

Otro objetivo de la presente invención es proporcionar un proceso altamente versátil que se pueda utilizar para preparar una amplia variedad de productos homopolímeros y copolímeros de propileno diferentes.

Un tercer objetivo de la presente invención es proporcionar un nuevo dispositivo para producir homo- y copolímeros de propileno.

Éstos y otros objetivos, junto con las ventajas de los mismos sobre los procesos conocidos, que deberían ser evidentes a partir de la siguiente especificación, se consiguen con la presente invención, tal como se describe y se reivindica a continuación.

El proceso, según la presente invención, se basa en una combinación de, como mínimo, un reactor de emulsión y, como mínimo, un reactor de fase gaseosa conectados en serie, en este orden, para formar una cascada, siendo el reactor de emulsión un reactor de bucle o un reactor de tanque agitado continuo o discontinuo simple. Los homo- y copolímeros de propileno se preparan en presencia de un catalizador a temperatura elevada y una presión de 30-100 bar. Según la presente invención, el producto de polimerización de, como mínimo, un reactor de emulsión, que contiene monómeros sin reaccionar, se conduce a un primer reactor de fase gaseosa sin reciclaje o con un reciclaje mínimo hasta el reactor de emulsión.

La velocidad de producción del reactor de emulsión es del 20-70% en peso de la velocidad de producción total.

Los homo- o copolímeros de propileno preparados en la combinación del reactor de emulsión y el primer reactor de fase gaseosa son homofásicos, es decir, miscibles, y cualquier componente gomoso se añade más adelante.

Según otro aspecto de la presente invención, se utilizan como sistema de reactores, como mínimo, un reactor de emulsión y, como mínimo, un reactor de fase gaseosa conectados en serie, siendo, como mínimo, el reactor de emulsión un reactor de bucle en masa que funciona a una temperatura elevada o supercrítica, y el contenido del reactor de emulsión, incluyendo el polímero producto y el medio de reacción que contiene los monómeros que no han reaccionado, se introduce directamente en el reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado.

Según todavía un aspecto adicional de la presente invención, el producto de reacción de, como mínimo, un reactor de emulsión se somete a una separación del producto reduciendo la presión del mismo para evaporar los componentes volátiles. Las sustancias sólidas de la operación de separación del producto se conducen al reactor de fase gaseosa. El medio de reacción evaporado, incluyendo los monómeros que no han reaccionado, se separa de los otros componentes volátiles y también se introduce en el reactor de fase gaseosa, mientras que el hidrógeno y los hidrocarburos inertes (por ejemplo, alcanos menores), si hay alguno, se eliminan. La corriente separada se puede utilizar en otros reactores, por ejemplo, como corriente rica en hidrógeno en vez de una alimentación de hidrógeno, o el hidrógeno se puede recuperar para otros propósitos.

El dispositivo comprende una cascada de reactores formada por, como mínimo, un reactor de emulsión conectado en serie con, como mínimo, un reactor de fase gaseosa junto con un conducto que interconecta dicho un reactor de emulsión con dicho un reactor de fase gaseosa para conducir, esencialmente, todos los monómeros que no han reaccionado desde el reactor de emulsión hasta el reactor de fase gaseosa.

Más específicamente, el proceso, según la presente invención, está caracterizado, principalmente, por lo que se afirma en la parte de caracterización de la reivindicación 1.

El dispositivo se caracteriza por lo que se afirma en la parte de caracterización de la reivindicación 37.

La presente invención consigue un número considerable de ventajas. Con la presente disposición se ha encontrado que el monómero introducido en el primer reactor puede ser consumido, en una gran parte o completamente, en el reactor o reactores de fase gaseosa después del reactor de emulsión. Esto es posible debido al funcionamiento en fase gaseosa, en el que sale una pequeña cantidad de gas con el polímero producto. La dinámica del reactor de bucle en la cascada proporciona transiciones rápidas y una elevada productividad. Las puestas en marcha rápidas también son posibles, porque el material del lecho en fase gaseosa está disponible directamente del reactor de bucle. Con la cascada del reactor de bucle y de fase gaseosa es posible producir una gran variedad de distribución de pesos moleculares de diferente amplitud o productos bimodales. El como mínimo un reactor de fase gaseosa proporciona una gran flexibilidad en la proporción de la velocidad de reacción entre la primera y la segunda parte del producto debido al nivel ajustable del lecho y a la velocidad de reacción. El reactor de fase gaseosa no tiene limitaciones de solubilidad y esto permite la producción de polímeros de contenido de comonómero elevado y muy elevado.

Además, una de las realizaciones preferidas representada en la figura 3 más adelante, que comprende la separación de componentes ligeros antes de que el monómero recuperado se introduzca en la fase gaseosa, permite controlar las condiciones de polimerización independientemente en la emulsión y en la fase gaseosa, respectivamente, y, por lo tanto, proporciona una máxima flexibilidad de preparación de la aleación del polímero.

En resumen, mediante la presente invención es posible proporcionar:

A. Un proceso para preparar homopolímeros y copolímeros de propileno estándares y nuevos;

B. Un proceso con reciclaje mínimo o sin reciclaje de monómero(s) hacia el reactor de la primera etapa, conduciendo a una producción rentable;

C. Un proceso, que produce grados de homopolímero estándar, copolímero aleatorio de propileno-etileno y copolímero de impacto de propileno-etileno a un coste similar o inferior al de la mejor tecnología avanzada;

D. Un proceso, que produce grados de homopolímero de propileno nuevo, copolímero aleatorio de propileno-alfa-olefina, terpolímero de propileno-etileno-alfa-olefina y copolímero de impacto de propileno-etileno-alfa-olefina a un coste similar o no significativamente superior al de la producción de los grados estándares correspondientes mediante la mejor tecnología avanzada;

E. Un proceso, en el que la productividad elevada, la dinámica rápida y el tamaño compacto del reactor de la 1ª etapa están combinados mediante la alimentación directa, con la conversión directa elevada, la flexibilidad del producto y del tiempo de residencia y la capacidad de evaporación del monómero introducido de la segunda etapa;

F. Un proceso, tal como se afirma en E, combinado con una 3ª etapa de un reactor de copolimerización de impacto y además para proporcionar un sistema de transferencia de producto tal entre las etapas 2 y 3, que posibles excesos de hidrógeno procedentes de la etapa 2 se pueden eliminar antes de la etapa 3;

G. Un proceso, tal como se afirma en E, con la posibilidad de preparar nuevos grados de polímero con una amplia distribución de masa molar y/o un contenido de comonómero(s) elevado;

H. Un proceso, tal como se afirma en F, con la posibilidad de preparar nuevos grados de polímero con una amplia distribución de masa molar y/o un contenido de comonómero(s) elevado;

I. Un proceso, en el que la productividad elevada, la dinámica rápida y el tamaño compacto del reactor de la 1ª etapa están combinados a través de la unidad de separación con la conversión directa elevada, la flexibilidad del producto y del tiempo de residencia y la capacidad de evaporación del monómero introducido de la segunda etapa;

J. Un proceso, tal como se afirma en I, combinado con una 3ª etapa de un reactor de copolimerización de impacto y además para proporcionar un sistema de transferencia de producto tal entre las etapas 2 y 3, que posibles excesos de hidrógeno procedentes de la etapa 2 se pueden eliminar antes de la etapa 3;

K. Un proceso, tal como se afirma en I, en el que la composición de los reactores se puede controlar de forma muy independiente, permitiendo la posibilidad de preparar grados de polímero muy nuevos;

L. Un proceso, tal como se afirma en J, en el que la composición de los reactores se puede controlar de forma muy independiente, permitiendo la posibilidad de preparar grados de polímero muy nuevos; y

M. Un proceso, tal como se afirma en cualquiera de los objetivos anteriores, en el que el reactor de la 1ª etapa funciona a una temperatura elevada o supercrítica para aumentar la productividad, mejorar la eliminación del calor y proporcionar un tamaño de reactor compacto.

Breve descripción de los dibujos

La figura 1 representa de forma esquemática la configuración del proceso de una primera realización preferida de la presente invención;

la figura 2 representa de forma esquemática la configuración del proceso de una segunda realización preferida de la presente invención;

la figura 3 representa de forma esquemática la configuración del proceso de una tercera realización preferida de la presente invención.

Descripción detallada de la invención Definiciones

Para el propósito de la presente invención, "reactor de emulsión" designa cualquier reactor, tal como un reactor de tanque agitado continuo o discontinuo simple o un reactor de bucle, que funciona en masa o en emulsión y en el que el polímero se forma en forma de partículas. "En masa" significa una polimerización en un medio de reacción que comprende, como mínimo, el 60% en peso de monómero. Según una realización preferida, el reactor de emulsión comprende un reactor de bucle.

Por "reactor de fase gaseosa" se entiende cualquier reactor mezclado mecánicamente o de lecho fluidizado. Preferiblemente, el reactor de fase gaseosa comprende un reactor de lecho fluidizado agitado mecánicamente con velocidades de gas de, como mínimo, 0,2 m/s.

"Temperatura de polimerización elevada" significa aquellas temperaturas de polimerización que están por encima de una temperatura limitante de 80ºC, conocida por ser perjudicial para los catalizadores de rendimiento elevado de la técnica anterior relacionada. A temperaturas elevadas, la estereoespecificidad del catalizador y la morfología del polvo del polímero se pueden perder. Esto no tiene lugar con el tipo de catalizadores particularmente preferidos utilizados en la presente invención, que se describe más adelante. La temperatura de polimerización elevada se produce por encima de la temperatura limitante y por debajo de la temperatura crítica correspondiente del medio de reacción.

"Polimerización supercrítica" designa la polimerización que tiene lugar por encima de una temperatura y presión críticas correspondientes del medio de reacción.

Por "alimentación directa" se entiende un proceso en el que el contenido del reactor de emulsión, el producto de polimerización y el medio de reacción, se introducen directamente en el reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado de la etapa siguiente.

Por "alimentación indirecta" se entiende un proceso en el que el contenido del reactor de emulsión se introduce en el reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado, el producto de polimerización a través de una unidad de separación del medio de reacción y el medio de reacción como gas desde la unidad de separación. Antes de que el medio de reacción se haga entrar en la fase gaseosa, algún componente, por ejemplo, hidrógeno, se puede eliminar completa o parcialmente con varios medios técnicos, tales como membranas.

"Unidad de separación" significa una unidad de funcionamiento en la que algunos componentes ligeros, por ejemplo, hidrógeno u, opcionalmente, nitrógeno, se pueden separar del monómero o monómeros completa o parcialmente con varios medios técnicos, tales como membranas, destilación, extracción o condensación con ventilación.

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"Zona de reacción" significa uno o diversos reactores de tipo similar que producen el mismo tipo o las mismas características de polímero conectados en serie.

El proceso global

La presente invención se refiere a un proceso multietapa que consiste en una zona de reacción en masa que incluye, como mínimo, un reactor de emulsión, y una zona de reacción en fase gaseosa que incluye, como mínimo, un reactor de fase gaseosa. La zona de reacción en fase gaseosa está dispuesta en cascada después de, como mínimo, un reactor de emulsión con un reciclaje mínimo o sin reciclaje de monómero(s) hasta el primer reactor y con alimentación directa o alimentación indirecta a la fase gaseosa para propileno que homo- o copolimeriza.

En el proceso de alimentación directa, el contenido del reactor de emulsión, el producto de polimerización y el medio de reacción, se conducen directamente hasta el reactor de lecho fluidizado. La salida del producto desde el reactor de emulsión puede ser discontinua o, preferiblemente, continua. La emulsión se conduce a la zona de reacción en fase gaseosa como tal, sin separación de ningún gas o de corrientes de partículas según un tamaño de partícula diferente. No se reenvía ninguna partícula al bucle. Opcionalmente, la conducción entre el reactor de emulsión y el reactor de fase gaseosa se puede calentar para evaporar solamente una parte o todo el medio de reacción antes de que entre en el lecho polimérico del reactor de fase gaseosa.

En la alimentación indirecta hasta el proceso de fase gaseosa, el contenido del reactor de emulsión se introduce, primero, en una unidad de separación del medio de reacción. El polímero se conduce hasta el lecho fluidizado del reactor de fase gaseosa desde dicha unidad de separación. El gas emitido desde la unidad de separación se conduce al reactor de fase gaseosa en forma gaseosa. Sin embargo, antes de entrar en la fase gaseosa, el gas emitido se libera completa o parcialmente de, por ejemplo, hidrógeno, con varias soluciones técnicas, por ejemplo, membranas o extracción. Alternativamente, el gas emitido se puede condensar, y, opcionalmente, el hidrógeno u otros componentes ligeros se pueden eliminar antes de que el monómero líquido se introduzca en el reactor de fase gaseosa. El monómero gaseoso se puede introducir en cualquier sitio adecuado en el reactor de fase gaseosa, por ejemplo, en la conducción de circulación del reactor, o, directamente, en el reactor. El monómero líquido se puede introducir, opcionalmente, en el lecho polimérico por encima de la placa de distribución, por ejemplo, en la conducción de alimentación de polvo, o en la conducción de circulación antes o después del refrigerante de circulación.

La reacción se continúa en el reactor o reactores de fase gaseosa. El monómero que entra en la fase gaseosa desde el reactor de emulsión forma parte del inventario gaseoso del reactor hasta que se convierte en el polímero.

En un funcionamiento con dos reactores, el polímero que deja el reactor de fase gaseosa con el sistema de salida, entra en una unidad de separación sólido/gas. El polímero de la base se introduce adicionalmente en un segundo reactor de fase gaseosa y el gas se comprime y se recircula hasta el primer reactor de fase gaseosa después de las etapas de purificación. Habitualmente, las sustancias inertes ligeras, tales como metano y etano, y las sustancias inertes más pesadas, tales como propano y oligómeros, se eliminan en estas etapas de purificación. La purificación se puede realizar por destilación o separación con membrana. En el caso de la destilación, los monómeros se recirculan hasta el reactor de fase gaseosa, principalmente como líquido.

En un funcionamiento con tres reactores, el polímero que deja el 1º reactor de fase gaseosa con el sistema de salida entra en una unidad de separación sólido/gas. El polímero de la base se introduce, adicionalmente, en el 2º reactor de fase gaseosa y el gas se comprime y se recircula hasta el 1º reactor de fase gaseosa después de las etapas de purificación. Habitualmente, las sustancias inertes ligeras, tales como metano y etano, y las sustancias inertes más pesadas, tales como propano y oligómeros, se eliminan en estas etapas de purificación. La purificación se puede realizar por destilación o separación con membrana. En el caso de la destilación, los monómeros se recirculan hasta el reactor de fase gaseosa, principalmente como líquido.

Opcionalmente, en un funcionamiento con tres reactores, el polímero que deja el 1º reactor de fase gaseosa con el sistema de salida, entra directamente en el 2º reactor de fase gaseosa con el gas acompañante.

En un funcionamiento con tres reactores, el polímero que deja el 2º reactor de fase gaseosa con el sistema de salida, entra en una unidad de separación sólido/gas. El polímero de la base se introduce para etapas de procesado adicional y el gas se comprime y se recircula parcialmente hasta el 2º reactor de fase gaseosa directamente, parcialmente después de las etapas de purificación. Habitualmente, las sustancias inertes ligeras, tales como metano y etano, y las sustancias inertes más pesadas, tales como propano y oligómeros, se eliminan en estas etapas de purificación. La purificación se puede realizar por destilación o separación con membrana. En el caso de la destilación, se recircula una corriente rica en etileno hasta el 2º reactor de fase gaseosa y se introduce una corriente de propileno-propano para las etapas de eliminación de propano y oligómeros.

Los productos de polimerización se obtienen utilizando un catalizador. El catalizador puede ser cualquier catalizador que proporcione una actividad adecuada a una temperatura elevada. El sistema de catalizador preferido comprende un catalizador Ziegler-Natta de alto rendimiento, que tiene un componente catalizador, un componente cocatalizador, un dador externo y, opcionalmente, un dador interno. Otro sistema de catalizador preferido es un catalizador basado en metaloceno que tiene una estructura de ligando puente que proporciona una gran estereoselectividad, y que está impregnada en un transportador o soporte en forma de complejo activado.

La temperatura de polimerización para los homopolímeros es, como mínimo, de 80ºC y para los copolímeros, como mínimo, 60ºC, preferiblemente, como mínimo, 65ºC. El reactor de emulsión se hace funcionar a presión elevada, como mínimo, de 35 bar hasta 100 bar, y el reactor o reactores de fase gaseosa, como mínimo, de 10 bar hasta la presión del punto de condensación. Alternativamente, cualquier reactor de los reactores en serie puede funcionar por encima de la temperatura y presión críticas, tal como se describe en, por ejemplo, la Patente EP No. 854 887.

El propileno y, opcionalmente, una o más olefinas de C_{2}a C_{16}, por ejemplo, etileno, 1-buteno, 4-metil-1-penteno, 1-hexeno, dienos, u olefinas cíclicas, se someten a polimerización y copolimerización, respectivamente, en un conjunto de reactores de polimerización conectados en serie. La olefina u olefinas opcionales se pueden utilizar en cualquiera de los reactores. Se pueden utilizar cantidades de hidrógeno diferentes como modificador o regulador de la masa molar en cualquier reactor o en cada uno de ellos.

Los homo- o copolímeros de propileno deseados se pueden recuperar del recipiente de expansión o tanque de salida de producto de la zona de reacción en fase gaseosa.

El catalizador

Los productos de polimerización se obtienen utilizando un catalizador. Como catalizador, se puede utilizar cualquier catalizador estereoespecífico para propileno, que tenga un rendimiento elevado y propiedades poliméricas útiles, por ejemplo, isotacticidad y morfología a temperatura elevada y una polimerización supercrítica posible.

El sistema de catalizador preferido utilizado comprende un catalizador Ziegler-Natta de rendimiento elevado que tiene un componente catalizador, un componente cocatalizador, opcionalmente, un dador externo y un dador interno. Otro sistema de catalizador preferido es un catalizador de metaloceno que tiene una estructura de ligando puente que proporciona una estereoselectividad elevada, y que tiene un complejo activo impregnado en un transportador. Finalmente, el catalizador es, preferiblemente, cualquier otro catalizador que proporciona una actividad adecuada a una temperatura elevada.

Ejemplos de sistemas adecuados se describen en, por ejemplo, la Patente de Estados Unidos 5.234.879, EP 627 449, WO 92/19653, WO 92/19658 y WO 92/19659.

Un catalizador particularmente preferible, que se puede utilizar en la presente invención, se da a conocer en la Patente WO 92/19653. Otro catalizador preferido se da a conocer en la Patente WO 98/12234.

Un sistema de catalizador útil en el presente proceso se puede preparar haciendo reaccionar un compuesto de haluro de magnesio con tetracloruro de titanio y un dador interno. El compuesto de haluro de magnesio se selecciona, por ejemplo, del grupo de cloruro de magnesio, un complejo de cloruro de magnesio con un alcohol inferior y otros derivados del cloruro de magnesio. El MgCl_{2} puede ser útil como tal o se puede combinar con sílice, por ejemplo, rellenando los poros de la sílice con una solución o suspensión que contenga MgCl_{2}. El alcohol inferior utilizado puede ser, preferiblemente, metanol o etanol, particularmente etanol.

El compuesto de titanio utilizado en la preparación del procatalizador es, preferiblemente, un compuesto de titanio orgánico o inorgánico, con un estado de oxidación del titanio de 3 ó 4. También se pueden utilizar otros compuestos metálicos de transición, tales como compuestos de vanadio, zirconio, cromo, molibdeno, y tungsteno o se pueden mezclar con el compuesto de titanio. El compuesto de titanio es, habitualmente, un haluro u oxihaluro, un haluro metálico orgánico, o un compuesto orgánico puramente metálico, en el que solamente se han unido al metal de transición ligandos orgánicos. Son particularmente preferidos los haluros de titanio, especialmente TiCl_{4}. Preferiblemente, la titanación, que significa el tratamiento del soporte del catalizador con TiCl_{4}, se realiza en dos o tres etapas.

El grupo alcoxi del éster del ácido ftálico utilizado comprende, como mínimo, cinco átomos de carbono, preferiblemente, como mínimo, 8 átomos de carbono. Por lo tanto, se puede utilizar como éster, por ejemplo, ftalato de propilhexilo, ftalato de dioctilo, ftalato de dionilo, ftalato de diisodecilo, ftalato de diundecilo, ftalato de ditridecilo o ftalato de ditetradecilo. La proporción molar del éster del ácido ftálico y el haluro de magnesio es, preferiblemente, de, 0,2, aproximadamente.

El catalizador preparado mediante el método anterior se utiliza junto con un cocatalizador organometálico y con un dador externo. El dador externo tiene la fórmula general:

R_{n}R'_{m}Si(R''O)_{4-n-m}

en la que R y R' pueden ser iguales o diferentes e, independientemente, representan un grupo alifático lineal, ramificado o cíclico, o un grupo aromático. Los grupos alifáticos pueden ser saturados o insaturados. Como ejemplos de hidrocarburos lineales C_{1-12} adecuados, se pueden mencionar metilo, etilo, n-propilo, n-butilo y n-octilo. Los grupos alquilo C_{1-8} ramificados saturados se representan por isopropilo, isobutilo, isopentilo, tert-amilo, y neopentilo. Los grupos alifáticos cíclicos que contienen de 4 a 8 átomos de carbono son, por ejemplo, ciclopentilo, ciclohexilo, metilciclopentilo y cicloheptilo. En la fórmula, n es un número entero de 0 a 3, m es un número entero de 0 a 3 y n + m es un valor entre 1 y 3.

"Dador fuertemente coordinante" designa dadores que forman complejos relativamente fuertes con la superficie de un catalizador, principalmente con la superficie de MgCl_{2} en presencia de alquilo de aluminio y TiCl_{4}. Los componentes del dador se caracterizan por tener una fuerte afinidad de complejación con la superficie del catalizador y un hidrocarburo (R') protector y estéricamente voluminoso. Habitualmente, este tipo de dadores tiene la estructura

R'_{n}Si(OMe)_{4-n}

en la que R' es un grupo alifático ramificado o cíclico o un grupo aromático, y n es 1 ó 2, preferiblemente, 2. [Makromol. Chem. 192 (1991) p.2857-2863, Häkönen y otros] La utilización de este tipo de dadores resultará en un PP altamente isotáctico.

Otro grupo de dichos dadores son los 1,3-diéteres

R'C(COMe)_{2}

en los que R' es un grupo alifático ramificado o cíclico o un grupo aromático.

Generalmente, con todos los dadores, la fuerte coordinación con MgCl_{2} requiere una distancia oxígeno-oxígeno de 2,5-2,9 \ring{A}. [Macromol. Symp. 89, (1995) p.73-89) Albizzati y otros].

En particular, el dador externo se selecciona del grupo que consiste en diciclopentil dimetoxisilano y di-t-butil-dimetoxisilano.

Un compuesto organoaluminio se utiliza como cocatalizador. El compuesto organoaluminio se selecciona, preferiblemente, del grupo que consiste en trialquilaluminio, cloruro de dialquilaluminio y sesquicloruro de alquilaluminio.

Un catalizador, que se puede utilizar, opcionalmente, en la presente invención, se da a conocer en las Patentes EP 1 042 330, EP 926 165, EP 1 043 331 y en las Patentes WO97/36938 y WO97/36939.

Opcionalmente, se puede utilizar cualquier catalizador de metaloceno capaz de catalizar un producto de masa molar alta y baja o media. La sensibilidad del catalizador de metaloceno al hidrógeno puede ser muy diferente de la del catalizador Ziegler-Natta, lo que significa que se pueden utilizar concentraciones de hidrógeno diferentes en los reactores.

El catalizador de metaloceno comprende un producto de reacción metaloceno/activador impregnado en un soporte poroso a un volumen de poro interno máximo. El complejo del catalizador comprende un ligando que, habitualmente, forma un puente, y un metal de transición del grupo IVA...VIA, el metal catalítico es, habitualmente, un haluro, y un alquilo de aluminio. Los ligandos pueden pertenecer al grupo de los compuestos sustituidos o no sustituidos cíclicos o heterocíclicos, por ejemplo, ciclopentadienilos, indenos, o cualquier otro compuesto voluminoso que pueda controlar la estereoselectividad del catalizador, especialmente cuando los ligandos forman un puente junto con silano u otro enlace químico. El activador se selecciona de un grupo en el que hay derivados de agua y alquilos de aluminio, por ejemplo, trimetilaluminio, trietilaluminio, y tri-t-butilaluminio, u otro compuesto capaz de activar el complejo. El producto de reacción metaloceno/activador, un disolvente capaz de disolverlo, y un soporte poroso se ponen en contacto mutuo, el disolvente se elimina y el soporte poroso se impregna con el producto de reacción metaloceno/activador, la cantidad máxima del cual corresponde al volumen de poro del soporte, compárese Patente WO95/12622.

Prepolimerización

El catalizador puede ser prepolimerizado antes de ser introducido en el primer reactor de polimerización de la serie. Durante la prepolimerización, los componentes del catalizador están en contacto con un monómero, tal como un monómero de olefina, antes de ser introducidos en el reactor. Ejemplos de sistemas adecuados se describen en, por ejemplo, la Patente EP 886 655.

También es posible realizar la prepolimerización en presencia de una sustancia viscosa, tal como una cera olefínica, para proporcionar un catalizador prepolimerizado que sea estable durante el almacenamiento y la manipulación. El catalizador prepolimerizado en una cera facilitará la dosificación del catalizador en los reactores de polimerización. Ejemplos de sistemas adecuados se describen en, por ejemplo, la Patente Finlandesa No. 95387. Habitualmente, se utiliza, aproximadamente, 1 parte de catalizador por un máximo de 4 partes de polímero.

El monómero utilizado para la prepolimerización se puede seleccionar del grupo formado por propileno, 1-buteno, 4-metil-1-penteno, 3-metil-1-buteno, vinilciclohexano, ciclopenteno, 1-hexeno, 1-octeno, y 1-deceno.

La prepolimerización se puede realizar de forma discontinua en una cera o en un reactor de prepolimerización continuo o en un reactor de prepolimerización continuo de tipo flujo de pistón.

Polimerización

La presente invención se basa en la combinación de, como mínimo, un reactor de emulsión y, como mínimo, un reactor de fase gaseosa conectados en serie, denominado una cascada.

El equipamiento de la etapa de polimerización puede comprender reactores de polimerización de cualquier tipo adecuado. El reactor de emulsión puede ser cualquier reactor de tanque agitado continuo o discontinuo simple o un reactor de bucle que funcione en masa o en emulsión y el polímero se forme en forma particulada en el reactor. En masa significa una polimerización en un medio de reacción que comprende, como mínimo, el 60% en peso del monómero. El reactor de fase gaseosa puede ser cualquier reactor mezclado mecánicamente o de lecho fluidizado. Según la presente invención, el reactor de emulsión es, preferiblemente, un reactor de bucle en masa y el reactor de fase gaseosa es un reactor de tipo lecho fluidizado con un agitador mecánico.

Cualquier reactor del proceso puede funcionar en condiciones de polimerización supercríticas.

La división de la producción entre el reactor de emulsión y el 1º reactor de fase gaseosa es, habitualmente, de 67:33-50:50 cuando se permite el reciclaje del monómero hasta el reactor de emulsión. Por el contrario, la producción en el reactor de emulsión es menor o igual que la producción en el primer reactor de fase gaseosa cuando no se requiere reciclaje hasta el reactor de emulsión. En todos los casos, la producción en el reactor de emulsión es mayor del 20%. Por lo tanto, según una realización preferida, entre el 20 y el 70% en peso, preferiblemente, entre el 20 y el 65% en peso, en particular, entre el 40 y el 60% en peso del polímero se prepara en la zona de reacción en emulsión y no se recicla monómero hacia la zona del reactor de emulsión. Cuando se prepara entre el 50% y el 67% del polímero en la zona de reacción en emulsión, se puede reciclar una pequeña cantidad del monómero hasta el reactor de emulsión desde la zona de reacción en fase gaseosa.

Según la presente invención, el proceso de polimerización comprende, como mínimo, las siguientes etapas:

- someter el propileno y, opcionalmente, otras olefinas, a polimerización o copolimerización en una primera zona o reactor de polimerización en emulsión,

- recuperar el primer producto de polimerización de la primera zona de reacción con el medio de reacción,

- introducir directa o indirectamente el primer producto de polimerización en una zona o reactor de polimerización en fase gaseosa,

- introducir, opcionalmente, propileno y/o comonómero(s) adicionales a la segunda zona de reacción,

- someter el exceso de propileno y/o comonómeros desde la 1ª zona y el propileno y/o comonómero(s) adicionales a una segunda reacción de polimerización en presencia del primer producto de polimerización para producir un segundo producto de polimerización,

- recuperar el producto de polimerización de la segunda zona de reacción, y

- separar y recuperar el polipropileno del segundo producto de reacción.

Adicionalmente, el proceso también puede comprender una o más de las siguientes etapas adicionales:

- prepolimerizar el catalizador con uno o más monómeros,

- separar el gas del producto de la segunda zona de reacción,

- introducir el producto de polimerización recuperado de las primeras zonas en una tercera o cuarta zona o reactor de reacción,

- introducir, opcionalmente, propileno y/o comonómero(s) adicionales en la tercera y cuarta zona de reacción,

- someter el exceso de propileno y/o comonómero(s) y el propileno y/o comonómeros adicionales a la tercera y cuarta reacción de polimerización en presencia del producto de polimerización de las primeras zonas para producir un tercer o cuarto producto de polimerización, y

- recuperar el producto de polimerización de la tercera o cuarta zona de reacción, y

- separar y recuperar el polipropileno del producto de la tercera o cuarta reacción.

En la primera etapa del proceso, el propileno con el comonómero o comonómeros opcionales, junto con el complejo del catalizador activado y el cocatalizador opcional y otros componentes de ayuda, se introducen en el primer reactor de polimerización. Junto con estos componentes, también se puede introducir en el reactor hidrógeno como regulador de la masa molar en la cantidad requerida para conseguir la masa molar del polímero deseada. En la realización sin recirculación hasta el reactor de emulsión, solamente se introduce monómero fresco en el primer reactor.

Alternativamente, en la realización de reciclaje mínimo del monómero hasta el reactor de emulsión, la alimentación del reactor puede consistir en el monómero reciclado del reactor o reactores siguientes, si hay alguno, junto con monómero fresco añadido, hidrógeno, comonómero o comonómeros opcionales y componentes del catalizador.

La sección de recuperación está diseñada para recuperar propileno y etileno y para reciclar componentes recuperados hasta el reactor de fase gaseosa de la primera etapa, el reactor de fase gaseosa de la segunda etapa y/o el reactor de bucle. Otra característica de la sección de recuperación es la eliminación de impurezas ligeras que son nocivas para el catalizador (por ejemplo, CO), componentes inertes (metano, etano, nitrógeno, etc.) y también para eliminar propano, hidrocarburos pesados, cocatalizador y oligómeros.

Un objetivo de la presente invención es minimizar la cantidad de monómeros sin reaccionar, los cuales necesitan ser reciclados. Este objetivo se consigue mediante la secuencia específica de reactores y con la selección de las cantidades relativas de polímero producido en cada reactor, teniendo presente este objetivo. Las ventajas del mismo son dobles: el coste de inversión y funcionamiento de la sección de recuperación se reduce enormemente y estas características permiten un control más independiente de la composición de los dos primeros reactores, ya que no se recircula nada o muy poca cantidad de medio de reacción desde el segundo reactor hasta el primer reactor.

En las realizaciones sin reciclaje o con un reciclaje mínimo hasta el reactor de emulsión, existen dos casos de funcionamiento 1 y 2 para la sección de recuperación, tal como se describe a continuación. La utilización de la destilación para la separación de sustancias ligeras y pesadas del monómero(s) y para la separación de un monómero de otro es una práctica habitual en ingeniería.

1. Recuperación en el caso del funcionamiento con dos reactores

El gas que sale del reactor de fase gaseosa con el producto se comprime con un compresor hasta una columna de destilación, que aquí se denomina columna de sustancias pesadas.

El gas de purga, si existe, desde el control de la presión del reactor de fase gaseosa junto con el gas comprimido, se introduce como vapor en la columna de sustancias pesadas, en la que las sustancias pesadas, el cocatalizador y los oligómeros se eliminan desde la base y las impurezas ligeras y las sustancias inertes desde la parte superior. El producto de la base de la columna de sustancias pesadas se envía a tratamiento/eliminación de residuos y las sustancias ligeras no condensables se tratan en una sección de procesado en la que se recupera el monómero y, opcionalmente, una corriente que contiene hidrógeno se recupera o se envía, por ejemplo, a un desintegrador catalítico próximo o se quema.

Según la receta de polimerización particular, existe la posibilidad de que el enfriamiento del condensador de la columna de sustancias pesadas con agua no sea completamente satisfactorio, es decir, puede conducir a un flujo de gas emitido elevado y, por lo tanto, a pérdidas de monómero inaceptables. Este problema se puede solucionar enfriando el condensador con una corriente de refrigerante, de manera que la condensación se produzca a temperaturas por debajo de las temperaturas normales de enfriamiento del agua. Sin embargo, la utilización de un sistema de refrigeración para todas las funciones del condensador conduce a unos costes de funcionamiento y de inversión elevados para los equipos de refrigeración. Por lo tanto, como alternativa o complemento de la destilación, la corriente de gas emitido se puede tratar de varias maneras para minimizar las pérdidas de monómero y los costes de funcionamiento. Por ejemplo, la corriente se puede tratar en una unidad de separación, que puede ser (A) un condensador con ventilación, el que la corriente de gas emitido es condensada parcialmente con un refrigerante a temperaturas por debajo de las temperaturas normales de enfriamiento del agua, o (B) una unidad de membrana.

La ventaja de (A) es que la función principal de enfriamiento se proporciona enfriando el agua en el condensador primario, solamente la fracción no condensable pasa a través de un condensador refrigerado. Esto disminuye los costes de funcionamiento e inversión del equipamiento de refrigeración.

La ventaja de la solución preferida (B) es que se puede evitar totalmente la utilización de la refrigeración y un porcentaje muy elevado de los monómeros del gas emitido se pueden recuperar. Además, se puede recuperar una corriente rica en hidrógeno.

Todavía, alternativamente, esta corriente de gas emitido se puede combinar con corrientes del desintegrador catalítico en el caso de una planta integrada. Otra solución también preferida comprende el retorno de la mayor parte de la corriente de gas emitido hasta el reactor de fase gaseosa con un compresor de gas emitido.

La corriente de recuperación purificada y condensada se obtiene del condensador de la columna de sustancias pesadas y la corriente se recircula hasta el 1º reactor de fase gaseosa a través de un sistema de alimentación de propileno del reactor. En el caso de que el propano se empiece a acumular en el sistema (contenido de propano elevado en el propileno fresco), parte de la corriente de recuperación del condensador se puede enviar, por ejemplo, a un separador de propileno/propano, donde se elimina el propano y se recupera el propileno.

En la realización de recirculación mínima hasta el reactor de emulsión, parte de la corriente de recuperación condensada se recircula hasta el reactor de bucle. La selección de si se recircula hasta el reactor de emulsión depende de la proporción de la velocidad de producción entre el reactor de emulsión y el reactor de fase gaseosa.

En el caso en que el gas del reactor de fase gaseosa contenga una concentración de hidrógeno muy elevada (como resultado de la preparación de, por ejemplo, homopolímeros de amplia distribución de peso molecular), es posible que el propileno no se pueda recuperar como destilado líquido del condensador de la columna de sustancias pesadas, porque esta corriente contendría demasiado hidrógeno (parte de esta corriente entraría en el reactor de bucle en caso de circulación mínima). En este caso, el propileno se recupera como corriente secundaria de la columna.

2. Recuperación en el caso del funcionamiento con tres reactores

En el caso de la producción de copolímero de impacto, es decir, cuando la polimerización se continúa en un segundo reactor de fase gaseosa, el funcionamiento de la sección de recuperación es tal como se describe a continuación. La diferencia principal respecto al funcionamiento con dos reactores es una columna adicional, que se necesita para la separación de etileno del propano y el propileno contenidos en el gas de salida del segundo reactor de fase gaseosa.

El gas que sale del segundo reactor de fase gaseosa con producto se comprime con un compresor y se conduce a una columna de destilación, aquí denominada la columna de etileno.

El gas de purga, si existe, desde el control de presión del segundo reactor de fase gaseosa junto con el gas comprimido, se introduce como vapor en la columna de etileno. Las corrientes ricas en etileno desde el condensador de la columna de etileno se reciclan hasta el segundo reactor de fase gaseosa y el propano y el propileno se eliminan desde la base. Tanto el posible destilado líquido condensado como el vapor no condensado (después de la separación del gas emitido) del condensador se reciclan hasta el segundo reactor de fase gaseosa. Una parte del vapor no condensado se elimina como gas emitido para eliminar las sustancias inertes ligeras y, posiblemente, el hidrógeno del segundo reactor de fase gaseosa.

Con este propósito, la corriente no condensada se puede tratar en una sección del proceso en la que se recupera el monómero y, opcionalmente, la corriente que contiene hidrógeno se recupera o se envía, por ejemplo, a un desintegrador catalítico próximo o se quema. Los objetivos, ventajas y soluciones preferidas para esta sección del proceso son las mismas que se han descrito anteriormente en el caso de la corriente no condensable de la columna de sustancias pesadas.

En todas las realizaciones, la presencia de propileno, comonómero o comonómeros opcionales, cocatalalizador y otros componentes de ayuda, el complejo del catalizador activado polimerizará y formará un producto en forma particulada en el reactor de emulsión, es decir, partículas de polímero, que están suspendidas en el fluido que circula a través del reactor.

El medio de polimerización comprende, habitualmente, el monómero y/o un hidrocarburo, y el fluido es líquido o gaseoso. En el caso del reactor de emulsión, en particular un reactor de bucle, el fluido es líquido y la suspensión del polímero se hace circular continuamente a través del reactor de emulsión, por lo cual se producirá más suspensión de polímero en forma particulada en el medio hidrocarburo o monómero. Según una realización preferida, la primera reacción de polimerización o copolimerización se realiza en un medio de reacción que consiste, principalmente, en propileno. Como mínimo, el 60% en peso del medio, preferiblemente, más del 90% en peso, es propileno.

Las condiciones del reactor de emulsión se seleccionan de manera que, como mínimo, el 20% en peso, de toda la producción se polimeriza en el primer reactor de emulsión. La temperatura se encuentra en el intervalo entre 40 y 110ºC, preferiblemente, en el intervalo entre 50 y 100ºC, e incluso más preferiblemente, para los homopolímeros entre 80 y 100ºC, y para los copolímeros con un contenido de comonómero elevado entre 60 y 75ºC, y para los copolímeros con un contenido de comonómero muy aleatorio entre 75 y 85ºC. La presión de la reacción se encuentra en el intervalo entre 30 y 100 bar, preferiblemente, entre 35 y 80 bar, según la presión de vapor del medio de reacción.

En la zona de polimerización en emulsión, se puede utilizar más de un reactor en serie. En tal caso, la emulsión de polímero en un hidrocarburo inerte o en monómero producida en el 1º reactor de emulsión, se introduce sin separación de los componentes inertes y monómeros, periódica o continuamente, en el siguiente reactor de emulsión, que actúa a una presión inferior a la del reactor de emulsión anterior.

El calor de polimerización se elimina enfriando el reactor con una camisa de refrigeración. El tiempo de residencia en el reactor de emulsión debe ser, como mínimo, de 10 minutos, preferiblemente, 20-100 min para obtener un grado de polimerización suficiente. Esto es necesario para conseguir rendimientos de polímero de, como mínimo, 40 Kg PP/g catalizador. También es ventajoso hacer funcionar el reactor de emulsión con concentraciones de sólido elevadas, por ejemplo, del 50% para homopolímeros y del 35 ó 40% para algunos copolímeros cuando las partículas se están hinchando. Si la concentración de sólidos en el reactor de bucle es demasiado baja, la cantidad de medio de reacción conducido hasta la segunda zona de reacción o hasta el reactor de fase gaseosa aumenta.

En el proceso de introducción directa, el contenido del reactor de emulsión, el producto de polimerización y el medio de reacción, se conducen directamente al siguiente reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado. Si la primera reacción de polimerización se realiza en presencia de hidrógeno, entonces la presión del primer producto de polimerización, incluyendo el medio de reacción se reduce, opcionalmente, después de la zona de reacción, para evaporar los componentes volátiles de los productos, por ejemplo, en un recipiente de expansión. El polímero se introduce en el reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado. El gas emitido desde la unidad de separación se conduce hasta el reactor de fase gaseosa en forma gaseosa (introducción indirecta). Antes de introducirlo en el reactor de fase gaseosa, algunos componentes, por ejemplo, el hidrógeno, se pueden separar completa o parcialmente del gas emitido desde la unidad de separación con varias soluciones técnicas.

El segundo reactor es, preferiblemente, un reactor de fase gaseosa, en el que se polimerizan propileno y, opcionalmente, comonómero(s) en un medio de reacción que consiste en gas o vapor.

El reactor de fase gaseosa puede ser un reactor de lecho fluidizado común, aunque se pueden utilizar otros tipos de reactores de fase gaseosa. En un reactor de lecho fluidizado, el lecho consiste en las partículas de polímero formadas y en proceso de crecimiento, así como el catalizador todavía activo, junto con la fracción polimérica del reactor de emulsión. El lecho se mantiene en un estado fluidizado mediante la introducción de componentes gaseosos, por ejemplo, monómero en una velocidad de flujo tal (como mínimo 0,2 m/s) que provoca que las partículas actúen como un fluido. El gas fluidificador también puede contener gases inertes, como nitrógeno, y también hidrógeno como modificador. En la presente invención no es recomendable utilizar gases inertes innecesarios, que pueden causar problemas en la sección de recuperación.

El reactor de fase gaseosa utilizado puede funcionar en el intervalo de temperatura entre 50 y 115ºC, preferiblemente, entre 60 y 110ºC, y una presión de reacción entre 10 y 40 bar y por debajo del punto de condensación. La presión parcial del monómero está, preferiblemente, entre 2 y 40 bar o más.

Según una realización preferida, no se introduce propileno fresco en el primer reactor de fase gaseosa, excepto cuando se requiere para varios lavados.

La presión del segundo producto de polimerización, incluyendo el medio de reacción gaseoso, se reduce, a continuación, después del primer reactor de fase gaseosa, con el fin de separar parte de los componentes gaseosos y posibles volátiles (por ejemplo, comonómeros y compuestos pesados utilizados para las alimentaciones de catalizador) del producto, por ejemplo, en un recipiente de expansión. La corriente de gas de la cabeza se recircula a través del sistema de recuperación hasta el primer reactor de fase gaseosa o, parcialmente, hasta el primer reactor de fase gaseosa y, parcialmente, hasta el reactor de emulsión.

Si se desea, el producto de polimerización se puede introducir en un segundo reactor de fase gaseosa y ser sometido a una tercera reacción de polimerización para producir un producto de polimerización modificado del que se separa y se recupera el polipropileno. La tercera reacción de polimerización se realiza en un reactor de fase gaseosa en presencia de comonómeros que dan las propiedades del tercer producto de polimerización, por ejemplo, fuerza de impacto, ductilidad o blandura mejoradas. Habitualmente, parte de los gases que proceden del primer reactor de fase gaseosa se eliminan en una etapa de reducción de presión antes del segundo reactor de fase gaseosa. Los gases eliminados se comprimen hacia la sección de recuperación y se tratan tal como se ha descrito en el caso de dos reactores. Alternativamente, el segundo producto se puede transferir directamente al tercer reactor.

También es posible transferir el producto de la tercera reacción a una cuarta reacción de polimerización, en la que se realiza la polimerización en presencia de comonómeros que dan las propiedades del cuarto producto de polimerización, por ejemplo, rigidez al equilibrio de impacto o emblanquecimiento por esfuerzo o propiedades de blanqueado, ductilidad o blandura mejoradas.

Generalmente, si los copolímeros se han producido por medio de la presente invención, contienen, como mínimo, un 0,5% en peso de comonómero(s), en particular, como mínimo, aproximadamente, un 2% en peso y, preferiblemente, hasta un 20% en peso de, como mínimo, un comonómero. Un contenido de comonómero habitual de un copolímero introducido en el primer reactor de fase gaseosa es, aproximadamente, entre el 2 y el 16% en peso. Los copolímeros producidos pueden mostrar propiedades de gran aleatoriedad (copolímeros muy blandos).

Si se desea, el producto de polimerización se puede introducir en un segundo reactor de fase gaseosa, en el que se proporciona un copolímero gomoso por una tercera reacción de (co)polimerización para producir un producto de polimerización modificado. Esta tercera reacción de polimerización dará las propiedades del producto de polimerización, por ejemplo, fuerza de impacto mejorada. La etapa de proporcionar un elastómero se puede realizar de varias maneras. De este modo, preferiblemente, un elastómero se produce por copolimerización de, como mínimo, propileno y etileno en un elastómero. Las condiciones para la copolimerización se encuentran dentro de los límites de las condiciones de producción EPM convencionales, tal como se dan a conocer, por ejemplo, en la Encyclopedia of Polymer Science and Engineering, Segunda Edición, Vol. 6, p. 545-558. Se forma un producto gomoso si el contenido de la unidad repetitiva de etileno en el polímero se encuentra en un intervalo determinado. Por lo tanto, preferiblemente, el etileno y el propileno se copolimerizan en un elastómero en una proporción tal que el copolímero contiene entre el 10 y el 70% en peso de unidades de etileno. En particular, el contenido de la unidad de etileno es del 30 al 50% en peso del elastómero del copolímero propileno/etileno. En otras palabras, el etileno y el propileno se copolimerizan en un elastómero en una proporción molar de etileno a propileno entre 30/70 y 50/50.

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El elastómero también se puede proporcionar añadiendo elastómero preparado o natural al producto polimérico del primer reactor de fase gaseosa.

El polipropileno modificado de impacto contiene, habitualmente, entre el 5 y el 50% en peso, aproximadamente, en particular, entre el 10 y el 45% en peso, aproximadamente, y, preferiblemente, entre el 15 y el 40% en peso, aproximadamente, de un elastómero descrito anteriormente.

Resumiendo lo que se ha puesto de manifiesto anteriormente, una realización particularmente preferida de la presente invención comprende (figura 1):

- la polimerización del propileno en un reactor de bucle a una presión entre 40 y 80 bar, a una temperatura entre 80 y 100ºC y se utiliza hidrógeno para controlar la masa molar del producto de polimerización,

- la recuperación del producto de polimerización del reactor de bucle y la conducción del mismo a un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado,

- opcionalmente, la introducción de propileno adicional y comonómero opcional en el reactor de fase gaseosa,

- opcionalmente, la introducción de hidrógeno adicional en el reactor de fase gaseosa para controlar la proporción de hidrógeno a propileno para proporcionar la masa molecular deseada del producto de polimerización,

- la recuperación del producto de polimerización del reactor de fase gaseosa y la conducción del mismo a un recipiente de expansión, en el que la presión del producto se reduce para producir un producto de cabeza que contiene, esencialmente, propileno e hidrógeno que no han reaccionado y un producto de base que contiene, principalmente, sólidos polimerizados,

- reciclaje del producto de cabeza o, como mínimo, de la mayor parte del mismo, al reactor de fase gaseosa a través de una sección de recuperación, y

- la recuperación del polímero de polipropileno como producto de la base del recipiente de expansión.

Según la segunda realización particularmente preferida (figura 1):

- el propileno y el copolímero o copolímeros, por ejemplo, etileno o 1-buteno o ambos, se polimerizan en un reactor de bucle a una presión entre 40 y 80 bar, a una temperatura entre 60 y 80ºC y se utiliza hidrógeno para proporcionar un producto de polimerización con la masa molar deseada,

- el producto de polimerización del reactor de bucle se conduce directamente al reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado,

- opcionalmente, se introducen propileno y comonómero(s) adicionales en el reactor de fase gaseosa,

- opcionalmente, se introduce hidrógeno adicional en el reactor de fase gaseosa para controlar la proporción de hidrógeno a propileno para proporcionar la masa molecular deseada del producto de polimerización,

- el producto de polimerización se recupera del reactor de fase gaseosa y se conduce a un recipiente de expansión, en el que se reduce la presión para producir un producto de cabeza que contiene, esencialmente, monómeros e hidrógeno que no han reaccionado y un producto de base que contiene, principalmente, sólidos polimerizados,

- el producto de cabeza o, como mínimo, una parte principal del mismo, se recicla hasta el reactor de fase gaseosa a través de una sección de recuperación, y

- el polímero de polipropileno se recupera como producto de base del recipiente de expansión.

Según la tercera realización particularmente preferida (figura 2):

- el propileno y, opcionalmente, los comonómeros, se polimerizan en un reactor de bucle a una presión entre 40 y 80 bar, a una temperatura entre 60 y 100ºC y se utiliza hidrógeno para controlar la masa molar del producto de polimerización,

- el producto de polimerización se recupera del reactor de bucle y se conduce a un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado,

- opcionalmente, se introduce propileno adicional y comonómero opcional en el reactor de fase gaseosa,

- el producto de polimerización del primer reactor de fase gaseosa se recupera y se conduce a un recipiente de expansión intermedio, en el que se reduce la presión del producto para producir un producto de cabeza que contiene, esencialmente, monómero o monómeros que no han reaccionado e hidrógeno y un producto de la base que contiene, principalmente, sólidos polimerizados,

- el producto de cabeza o, como mínimo, la mayor parte del mismo, se recicla hasta el primer reactor de fase gaseosa a través de una sección de recuperación,

- el polímero de polipropileno de la base del recipiente de expansión intermedio se introduce en una tercera reacción de polimerización a través de un sistema de alimentación de polímero,

- la tercera reacción de polimerización se realiza en un reactor de fase gaseosa en presencia de comonómeros,

- el producto de polimerización del segundo reactor de fase gaseosa se recupera y se conduce a un recipiente de expansión, en el que se reduce la presión del producto para producir un producto de cabeza que contiene, esencialmente, monómero(s) e hidrógeno que no han reaccionado y un producto de base que contiene, principalmente, sólidos polimerizados,

- opcionalmente, el producto de polimerización de la tercera polimerización se puede conducir, directamente o a través de un recipiente de expansión, hasta un tercer (cuarto, etc.) reactor de polimerización de fase gaseosa, en el que se realiza la polimerización en presencia de comonómeros.

Según una cuarta realización particularmente preferida (figura 3):

- el producto de polimerización del reactor de bucle se recupera y se conduce a un separador de expansión, desde el cual se elimina el medio hidrocarbonado de la parte superior como producto de cabeza y el polímero de la base,

- el producto de cabeza se trata en, por ejemplo, una unidad de membrana, para eliminar el hidrógeno y/u otros componentes,

- el producto de cabeza tratado se conduce al reactor de fase gaseosa siguiente,

- el polímero de la base se introduce en el reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado siguiente,

- opcionalmente, se introduce hidrógeno adicional en la fase gaseosa para controlar la proporción de hidrógeno a propileno para proporcionar la masa molecular deseada del producto de polimerización,

- el producto de polimerización del primer reactor de fase gaseosa se recupera y se conduce a un recipiente de expansión, en el que se reduce la presión del producto para producir un producto de cabeza que contiene, esencialmente, monómero(s) e hidrógeno que no han reaccionado y un producto de la base que contiene, principalmente, sólidos polimerizados,

- el polímero de polipropileno se recupera como producto de la base del recipiente de expansión,

- opcionalmente, el producto de polimerización de la segunda polimerización se puede conducir, directamente o a través de un recipiente de expansión, a un tercer (cuarto, etc.) reactor de polimerización de fase gaseosa, en el que se realiza la polimerización en presencia de comonómeros.

El dispositivo para llevar a cabo la cuarta realización comprende, en combinación:

- como mínimo, un reactor de emulsión y, como mínimo, un reactor de fase gaseosa, dispuestos en serie para formar una cascada,

- un recipiente de expansión para separar el polímero del medio de reacción que contiene monómeros que no han reaccionado y compuestos volátiles, teniendo dicho recipiente una entrada para un producto de polimerización y una salida para el polímero y una salida para el medio de reacción,

- unos medios de separación para separar los compuestos volátiles del medio de reacción, teniendo dichos medios de separación una entrada para el medio de reacción y una salida para el medio de reacción y una salida para los compuestos volátiles,

\newpage

- un primer conducto que interconecta, como mínimo, un reactor de emulsión con la entrada del recipiente de expansión,

- un segundo conducto que interconecta la salida del polímero con, como mínimo, un reactor de fase gaseosa,

- un tercer conducto que interconecta la salida del medio de reacción con la entrada de los medios de separación, y

- un cuarto conducto que interconecta la salida del medio de reacción con el reactor de fase gaseosa.

Estas cuatro realizaciones preferidas mencionadas anteriormente también se representan en los dibujos que se adjuntan, los cuales ilustran la configuración particular del equipamiento utilizado en el proceso. Los numerales se refieren a las piezas siguientes del equipamiento:

\dotable{\tabskip\tabcolsep#\hfil\+#\hfil\tabskip0ptplus1fil\dddarstrut\cr}{
 (1); (101); (201) \+ reactor de prepolimerización\cr  (30); (130);
(230) \+ depósito del catalizador\cr  (31); (131); (231) \+
dispositivo de alimentación\cr  (32); (132); (232) \+ diluyente
(opcional)\cr  (33); (133); (233) \+ mezcla catalizador/diluyente\cr
 (34); (134); (234) \+ monómero\cr  (35); (135); (235) \+
cocatalizador y posibles dadores\cr  (40); (140); (240) \+ reactor
de bucle\cr  (42); (142); (242) \+ alimentación de diluyente
(opcional)\cr  (43); (143); (243) \+ alimentación de monómero\cr 
(44); (144); (244) \+ alimentación de hidrógeno\cr  (45); (145);
(245) \+ alimentación de comonómero (opcional)\cr  (46); (146);
(246) \+ recirculación hasta el reactor de bucle  (40); (140); (240)
 a través de la tubería (46); (146); (246)\cr  (46b); (146b) \+
recirculación hasta la recuperación\cr  (246b) \+ recirculación
hasta la recuperación\cr  (47); (147); (247) \+ una o varias
válvulas de escape\cr  (248) \+ tubería de transferencia de
producto\cr  (150b); (250) \+ separador de expansión\cr  (251) \+
unidad de recuperación y válvula de  descarga gaseosa\cr  (252) \+
tubería de eliminación\cr  (152b) \+ tubería de eliminación\cr 
(60); (160); (160b) \+ reactor de fase gaseosa\cr  (260) \+ reactor
de fase gaseosa\cr  (61); (161); (161b) \+ tubería de transferencia
de gas\cr  (261b) \+ tubería de transferencia de gas\cr  (62);
(162); (162b) \+ compresor\cr  (262) \+ compresor\cr  (63); (163);
(163b) \+ alimentación de monómero\cr  (263) \+ alimentación de
monómero\cr  (64); (164); (164b) \+ alimentación de comonómero\cr 
(264) \+ alimentación de comonómero\cr  (65); (165); (165b) \+
alimentación de hidrógeno\cr  (265) \+ alimentación de hidrógeno\cr 
(66); (166); (166b) \+ tubería de transferencia\cr  (266) \+ tubería
de transferencia\cr  (67); (167) \+ tubería de transferencia de
producto\cr  (68); (168) \+ sistema de recuperación del polímero 
producto, por ejemplo, recipiente de expansión\cr  (268); (269b) \+
sistema de recuperación del polímero  producto, por ejemplo,
recipiente de  expansión\cr  (69); (169); (269) \+ tubería de
recuperación\cr  (269a) \+ tubería de recuperación\cr  (251) \+
unidad de separación\cr  (70); (170); (270) \+ sistema de
recuperación de
monómero\cr}

Volviendo a la figura 1, se puede destacar que el catalizador del depósito (30) se introduce en el dispositivo de alimentación (31) junto con diluyente opcional desde la tubería (32). El dispositivo de alimentación (31) introduce la mezcla catalizador/diluyente en la cámara de prepolimerización (1) a través de la tubería (33). El monómero se introduce a través de (34) y el cocatalizador y los posibles dadores se pueden introducir en el reactor (1) a través de los conductos (35) o, preferiblemente, el cocatalizador y el dador o dadores se mezclan entre sí y se introducen en la tubería (35).

Desde la cámara de prepolimerización (1) se elimina el catalizador prepolimerizado, preferiblemente, a través de la tubería (36), directamente, y se transfiere a un reactor de bucle (40). En el reactor de bucle (40) se continúa la polimerización añadiendo un diluyente opcional desde la tubería (42), monómero desde la tubería (43), hidrógeno desde la tubería (44) y un comonómero opcional desde la tubería (45) a través de la tubería (46). También se puede introducir un cocatalizador opcional en el reactor de bucle (40).

Desde el reactor de bucle (40) se introduce la mezcla polímero-hidrocarburo a través de una o diversas válvulas de escape (47) descritas en, por ejemplo, las Patentes Finlandesas Nos. 971368 ó 971367. Existe una transferencia de producto directa (67) desde el reactor de bucle (40) hasta el reactor de fase gaseosa (60).

En la parte inferior del reactor de fase gaseosa (60) existe un lecho fluido que consiste en partículas de polímero, que se mantendrán en un estado fluidizado de forma común, mediante la circulación de los gases eliminados de la parte superior del reactor (60) a través de la tubería (61), el compresor (62) y un intercambiador de calor (no presentado) hasta la parte inferior del reactor (60) de forma común. El reactor (60) está equipado ventajosa, pero no necesariamente, con un mezclador (descrito en la Solicitud de Patente Finlandesa No. 933073, no mostrada en la figura). De manera muy conocida, hasta la parte inferior del reactor (60) se pueden conducir monómeros desde la tubería (63), opcionalmente, comonómero desde la tubería (64) e hidrógeno desde la tubería (65). El producto se eliminará del reactor (60) continua o periódicamente a través de la tubería de transferencia (66) hasta el recipiente de expansión (68). El producto de cabeza del sistema de recuperación se hace circular hasta el reactor de fase gaseosa a través de un sistema de recuperación de monómero.

La realización que se muestra en la figura 2 difiere de la mostrada en la figura 1 solamente en que el producto del reactor de fase gaseosa (160) se introduce en el reactor de fase gaseosa adicional (160b). Las partículas de polímero se eliminan del recipiente de expansión (168) a través del tanque de alimentación de polímero (150b) y la tubería de eliminación (152b) hasta el reactor de fase gaseosa (160b). El reactor de fase gaseosa está equipado ventajosamente con un mezclador (no mostrado).

El producto de cabeza del recipiente de expansión (168b) se recicla parcialmente hasta el reactor de fase gaseosa (160b) y, parcialmente, hasta el sistema de recuperación de monómero.

La realización que se muestra en la figura 3 difiere de la mostrada en la figura 1 en que el producto del reactor de emulsión (240) se conduce hasta un separador de expansión (250). El medio hidrocarbonado se elimina de las partículas de polímero, el monómero y el hidrógeno remanentes se eliminan del separador de expansión (250) a través de la unidad de recuperación (251) o, preferiblemente, hasta el reactor de fase gaseosa (260) a través de la tubería (269a), después de la posible separación de los componentes ligeros, por ejemplo, hidrógeno.

En todas las realizaciones presentadas anteriormente, los numerales (70), (170), y (270) significan medios de separación, tales como unidad de membrana o columnas de extracción, que son capaces de liberar el monómero reciclado del reactor o reactores de fase gaseosa ((60), (160), (160b) y (260)) o de los separadores ((68), (168), (168b) y (268)) del hidrógeno y/o hidrocarburos inertes ligeros que tienen, habitualmente, un punto de ebullición inferior al del monómero o monómeros.

Los siguientes ejemplos no limitantes, ilustrarán los principios de la presente invención.

Ejemplo 1

Se simuló una planta a escala de producción para la producción en continuo de homopolímero de PP. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, propileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle y un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado (GPR).

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en un reactor de bucle, en el que también se introdujeron hidrógeno y más propileno. La emulsión de polímero del reactor de bucle e hidrógeno y propileno adicionales se introdujeron en el GPR. La producción en los reactores era de 300 Kg/h en la prepolimerización, 15 t/h en el bucle y 10 t/h en el GPR.

El reactor de bucle de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 56 bar y una temperatura de 20ºC. El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 55 bar y una temperatura de 85ºC. El índice de fluidez (MFR) (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP producido en el bucle se ajustó a 1 controlando la introducción de hidrógeno.

El GPR se hizo funcionar a una presión de 35 bar y una temperatura de 85ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP extraído del GPR se ajustó a 13 controlando la presión parcial de hidrógeno. Se recircularon 5 t/h de propeno desde la salida del GPR hasta el reactor de bucle. La conversión directa de propileno era del 83%.

Ejemplo 2

Se simuló una planta a escala de producción para la producción en continuo de copolímero de PP con buenas propiedades de impacto. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, propileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle y dos reactores de fase gaseosa de lecho fluidizado (GPR) (compárese figura 2).

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en el reactor de bucle, en el que también se introdujeron hidrógeno y más propileno. La emulsión de polímero del reactor de bucle y el hidrógeno y propileno adicionales se introdujeron en el primer GPR.

Antes de entrar en el segundo GPR, se despresurizó el polímero del primer GPR. Se añadieron etileno y propileno adicionales en el segundo GPR.

La producción en los reactores era de 300 Kg/h en la prepolimerización, 15 t/h en el bucle y 10 t/h en el primer GPR y 6 t/h en el segundo GPR.

El reactor de bucle de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 56 bar y una temperatura de 20ºC. El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 55 bar y una temperatura de 85ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP producido en el bucle se ajustó a 20 controlando la introducción de hidrógeno.

El primer GPR se hizo funcionar a una presión de 35 bar y una temperatura de 85ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP extraído del primer GPR se ajustó a 20 ajustando la presión parcial de hidrógeno. Se recircularon 4,3 t/h de propeno desde la salida del GPR hasta el reactor de bucle.

El segundo GPR se hizo funcionar a una presión de 20 bar y una temperatura de 70ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del copolímero de PP extraído del segundo GPR se ajustó a 13 utilizando la presión parcial de hidrógeno como medio de control. Se recircularon 2,7 t/h de propeno desde la salida del segundo GPR hasta el reactor de bucle y se recircularon 1,6 t/h de etileno hasta el segundo GPR.

Ejemplo 3

Se simuló una planta a escala de producción para la producción en continuo de polímero de PP aleatorio. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, propileno y etileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle y un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado (GPR).

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en el reactor de bucle. También se introdujeron en el bucle etileno, hidrógeno y más propileno. La emulsión de polímero del reactor de bucle e hidrógeno, etileno y propileno adicionales se introdujeron en el GPR. La velocidad de producción en los reactores era de 300 Kg/h durante la prepolimerización, 15 t/h en el bucle y 10 t/h en el GPR.

El reactor de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 56 bar y una temperatura de 20ºC. El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 55 bar y una temperatura de 75ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del copolímero de PP aleatorio producido en el bucle se ajustó a 7 controlando la introducción de hidrógeno, y el contenido de etileno se ajustó al 3,5% en peso con la introducción de etileno.

El GPR se hizo funcionar a una presión de 35 bar y una temperatura de 80ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del PP aleatorio extraído del GPR se ajustó a 7 controlando la presión parcial de hidrógeno, y el contenido de etileno se fijó al 3,5% en peso ajustando la presión parcial de etileno. Se recircularon 5 t/h de propeno y 33 Kg/h de etileno desde la salida del GPR hasta el reactor de bucle. Las conversiones directas de propileno y etileno eran del 83% y el 96%, respectivamente.

Ejemplo 4

Se simuló una planta a escala de producción para la producción en continuo de copolímero de PP con buenas propiedades de impacto y de fluencia. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, etileno y propileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle, un recipiente de expansión y dos reactores de fase gaseosa de lecho fluidizado.

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en un reactor de bucle, en el que también se introdujeron hidrógeno y más propileno. La emulsión de polímero del reactor de bucle se introdujo en un recipiente de expansión, en el que se separaron el propileno y el polímero.

El polímero del recipiente de expansión se introdujo en el primer GPR. El propileno del recipiente de expansión se introdujo en el primer GPR después de la eliminación del hidrógeno. Se añadieron etileno y propileno adicional en el primer GPR. El polímero del primer GPR se introdujo en el segundo GPR. Etileno, algo de hidrógeno y propileno adicional se introdujeron en el segundo GPR.

La producción en los reactores comprendió 300 Kg/h en la prepolimerización, 10 t/h en el bucle y 10 t/h en el primer GPR y 6 t/h en el segundo GPR.

El reactor de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 56 bar y una temperatura de 20ºC. El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 55 bar y una temperatura de 85ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP producido en el bucle se ajustó a 100 ajustando la introducción de hidrógeno.

El GPR se hizo funcionar a una presión de 35 bar y una temperatura de 80ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del PP del GPR se ajustó a 0,4 controlando la división de la producción entre los reactores y la eficiencia de la eliminación de hidrógeno del propeno evaporado. El contenido de etileno se fijó al 2% en peso ajustando la presión parcial de etileno y controlando la división de la producción entre los reactores.

El segundo GPR se hizo funcionar a una presión de 20 bar y una temperatura de 70ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del copolímero de PP al extraerse del segundo GPR se ajustó a 0,3 controlando la presión parcial de hidrógeno y controlando la división de la producción entre los reactores. Se recircularon pequeñas cantidades de propileno desde el segundo GPR hasta el reactor de bucle.

Ejemplo 5

Se simuló una planta a escala de producción para la producción en continuo de copolímero de PP con buenas propiedades de fluencia. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, etileno y propileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle, un recipiente de expansión y un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado.

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en un reactor de bucle, en el que también se introdujeron etileno y más propileno. La emulsión de polímero del reactor de bucle se introdujo en un recipiente de expansión, en el que se separaron los monómeros y el polímero.

El polímero del recipiente de expansión se introdujo en el GPR. El propileno del recipiente de expansión se introdujo en el GPR después de la eliminación del etileno. Se introdujeron hidrógeno y propileno adicional en el GPR.

La producción en los reactores era de 300 Kg/h durante la prepolimerización, 10 t/h en el bucle y 10 t/h en el primer GPR.

Ejemplo 6

Se utilizó una planta piloto con funcionamiento en continuo para producir homopolímero de PP. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, propileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle y un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado (GPR).

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en un reactor de bucle, en el que también se introdujeron hidrógeno y más propileno. La emulsión de polímero del reactor de bucle e hidrógeno y propileno adicionales se introdujeron en el GPR.

El polímero formado y el propileno que no reaccionó se separaron después de la extracción del producto de polimerización del GPR.

El catalizador utilizado era un catalizador-ZN estereoespecífico y muy activo, preparado según la Patente de Estados Unidos No. 5.234.879. El catalizador se puso en contacto con trietilaluminio (TEA) y diciclopentildimetoxisilano (DCPDMS) (la proporción Al/Ti era 250 y Al/Do 40 (moles)) antes de su introducción en el reactor de prepolimerización.

El catalizador se introdujo según la Patente de Estados Unidos No. 5.385.992 y se empujó con propileno hacia el reactor de prepolimerización. El reactor de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 51 bar, una temperatura de 20ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 7 min.

El catalizador de propileno prepolimerizado y otros componentes se transfirieron al reactor de bucle. El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 50 bar, una temperatura de 80ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP producido en el bucle se ajustó a 7 utilizando la introducción de hidrógeno como medio de control.

La emulsión de polímero del reactor de bucle se transfirió al GPR. El reactor GPR se hizo funcionar a una presión total de 29 bar y una presión parcial de hidrógeno de 21 bar. La temperatura era de 90ºC y el tiempo de residencia medio del catalizador era de 1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP extraído del GPR era 7 y se controló ajustando la presión parcial de hidrógeno. La división de la producción entre los reactores era del 1% en la prepolimerización, 49% en el bucle y 50% en el GPR. La productividad del catalizador era de 32 Kg PP/g catalizador.

Ejemplo 7

Se utilizó una planta piloto con funcionamiento en continuo para producir homopolímeros de PP. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, propileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle y un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado (GPR).

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en el reactor de bucle, en el que también se introdujeron hidrógeno y más propileno. La emulsión de polímero del reactor de bucle e hidrógeno y propileno adicionales se introdujeron en el GPR.

El polímero formado y el propileno que no reaccionó se separaron después de ser extraídos del GPR.

El catalizador utilizado era un catalizador-ZN estereoespecífico y muy activo, preparado según la Solicitud de Patente Finlandesa No. 963707. El catalizador se puso en contacto con trietilaluminio (TEA) y diciclopentildimetoxisilano (DCPDMS) (la proporción Al/Ti era 250 y Al/Do 40 (moles)) antes de su introducción en el reactor de prepolimerización.

El catalizador se introdujo según la Patente de Estados Unidos No. 5.385.992 y se empujó con propileno hasta el reactor de prepolimerización. El reactor de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 53 bar, una temperatura de 20ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 7 min.

El catalizador de propileno prepolimerizado y otros componentes se transfirieron al reactor de bucle. El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 52 bar, una temperatura de 85ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP producido en el bucle se ajustó a 7 controlando la introducción de hidrógeno.

La emulsión de polímero del reactor de bucle se transfirió al GPR. El GPR se hizo funcionar a una presión total de 29 bar y una presión parcial de propileno de 21 bar. La temperatura del GPR era de 80ºC y el tiempo de residencia medio del catalizador de 1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP extraído del GPR era 7 y se ajustó controlando la presión parcial de hidrógeno. La división de la producción entre los reactores era del 1% en la prepolimerización, 53% en el bucle y 48% en el GPR. La productividad del catalizador era de 50 Kg PP/g catalizador.

Ejemplo 8

El polímero formado y el propileno que no reaccionó se separaron después de la extracción del producto del GPR.

El catalizador se introdujo según la Patente de Estados Unidos No. 5.385.992 y se empujó con propileno hacia el reactor de prepolimerización. El reactor de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 58 bar, una temperatura de 20ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 7 min.

El catalizador de propileno prepolimerizado y otros componentes se transfirieron al reactor de bucle.

El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 57 bar, una temperatura de 80ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 2 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP producido en el bucle se ajustó a 375 a través de la introducción de hidrógeno.

La emulsión de polímero del reactor de bucle se transfirió al GPR. El GPR se hizo funcionar a una presión total de 29 bar y una presión parcial de propileno de 16 bar. La temperatura del reactor era de 80ºC y el tiempo de residencia medio del catalizador era de 2 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del homopolímero de PP extraído del GPR era 450 y se ajustó controlando la presión parcial de hidrógeno y controlando la división de la producción entre los reactores. La división de la producción se ajustó para comprender el 1% en la prepolimerización, el 50% en el bucle y el 49% en el GPR.

Ejemplo 9

Se utilizó una planta piloto con funcionamiento en continuo para producir polímero de PP aleatorio. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, propileno y etileno, un reactor de bucle y un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado (GPR).

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. Se introdujo en el GPR la emulsión de polímero del reactor de bucle e hidrógeno, propileno y etileno adicionales. El polímero formado y el propileno que no reaccionó se separaron después de ser extraídos del GPR.

El catalizador utilizado era un catalizador-ZN estereoespecífico y muy activo, preparado según la Patente de Estados Unidos No. 5.234.879. El catalizador se prepolimerizó con propileno en discontinuo (la proporción de masa de PP/catalizador era 10), según la Patente Finlandesa No. 95387. El catalizador prepolimerizado se puso en contacto con trietilaluminio (TEA) y diciclopentildimetoxisilano (DCPDMS) (la proporción Al/Ti era 140 y Al/Do 10 (moles)) antes de su introducción en el reactor de bucle.

El catalizador se introdujo según la Patente de Estados Unidos No. 5.385.992 y se empujó con propileno hasta el reactor de bucle. El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 50 bar, una temperatura de 75ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio producido en el bucle se ajustó a 4 a través de la introducción de hidrógeno. El contenido de etileno se controló para que fuera del 3,5% en peso a través de la introducción de etileno.

La emulsión de polímero del reactor de bucle se transfirió al GPR. El GPR se hizo funcionar a una presión total de 29 bar y una presión parcial de propileno de 21 bar. La temperatura de funcionamiento del GPR era de 80ºC y el tiempo de residencia medio del catalizador era de 1,5 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio extraído del GPR se ajustó a 4 a través de la presión parcial de hidrógeno. El contenido de etileno se controló para que fuera del 3,5% en peso a través de la presión parcial de etileno. La división de la producción entre los reactores era del 55% en el bucle y del 45% en el GPR.

Ejemplo 10

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. Se introdujeron en el GPR la emulsión de polímero del reactor de bucle e hidrógeno y propileno adicionales. El polímero formado y el propileno que no reaccionó se separaron después de ser extraídos del GPR.

El catalizador utilizado era un catalizador-ZN estereoespecífico y muy activo, preparado según la Patente de Estados Unidos No. 5.234.879. El catalizador se prepolimerizó con propileno (la proporción molar de PP/catalizador era 10) de forma discontinua, según la Patente Finlandesa No. 95387. El catalizador prepolimerizado se puso en contacto con trietilaluminio (TEA) y diciclopentildimetoxisilano (DCPDMS) (la proporción Al/Ti era 135 y Al/Do 10 (moles)) antes de su introducción en el reactor de bucle.

El catalizador se introdujo según la Patente de Estados Unidos No. 5.385.992 y se empujó con propileno hacia el reactor de bucle. El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 50 bar, una temperatura de 75ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio producido en el bucle se fijó a 0,2 ajustando la introducción de hidrógeno. El contenido de etileno era del 3,5% en peso y se ajustó controlando la introducción de etileno.

La emulsión de polímero del reactor de bucle se transfirió al GPR. El reactor GPR se hizo funcionar a una presión total de 29 bar y una presión parcial de propileno de 21 bar. La temperatura de funcionamiento del reactor era de 80ºC y el tiempo de residencia medio del catalizador era de 1,5 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio extraído del GPR se ajustó a 3 controlando la presión parcial de hidrógeno. El contenido de etileno se fijó al 1,8% en peso ajustando la división de la producción entre los reactores. El contenido deseado de etileno se consiguió con una división de la producción del 40% en el bucle y del 60% en el GPR.

El reactor de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 56 bar y una temperatura de 20ºC. El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 55 bar y una temperatura de 75ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio producido en el bucle estaba por debajo de 0,1 y el contenido de etileno se ajustó al 3,5% en peso controlando la introducción de etileno.

El reactor GPR se hizo funcionar a una presión de 35 bar y una temperatura de 80ºC. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del copolímero de PP extraído del GPR era 0,3 y se ajustó mediante la presión parcial de hidrógeno. El contenido de etileno se fijó al 1,8% en peso ajustando la división de la producción entre los reactores.

El etileno en la salida del bucle se recuperó de los gases evaporados y se recirculó hasta el reactor de bucle. Se recuperó el propileno en la salida del GPR y se introdujo en el reactor de bucle después de la eliminación del hidrógeno. Las conversiones directas del propileno y el etileno eran del 83% y el 84%, respectivamente.

Ejemplo 11

Se utilizó una planta piloto con funcionamiento en continuo para producir copolímero de PP con buenas propiedades de impacto y de fluencia. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, propileno y etileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle y dos reactores de fase gaseosa de lecho fluidizado (GPR).

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en un reactor de bucle, en el que también se introdujeron hidrógeno, etileno y propileno adicional.

La emulsión de polímero del reactor de bucle e hidrógeno y propileno adicionales se transfirieron al primer GPR. El polímero del primer GPR se introdujo en el segundo GPR. El etileno, algo de hidrógeno y propileno adicional se introdujeron en el segundo GPR. El polímero formado y el propileno que no reaccionó se separaron después de ser extraídos del segundo GPR.

El catalizador utilizado es un catalizador-ZN estereoespecífico y muy activo, preparado según la Patente de Estados Unidos No. 5.234.879. El catalizador se puso en contacto con trietilaluminio (TEA) y diciclopentildimetoxisilano (DCPDMS) (la proporción Al/Ti es 150 y Al/Do 10 (moles)) antes de su introducción en el reactor de prepolimerización.

El catalizador se introdujo según la Patente de Estados Unidos No. 5.385.992 y se empujó con propileno hasta el reactor de bucle. El reactor de prepolimerización se hace funcionar a una presión de 51 bar, una temperatura de 20ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 7 min.

El reactor de bucle se hace funcionar a una presión de 50 bar, una temperatura de 75ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio producido en el bucle se ajustó a 7 controlando la introducción de hidrógeno. El contenido de etileno se ajustó al 3,5% en peso utilizando la introducción de etileno como medio de control.

La emulsión de polímero del reactor de bucle se transfirió al primer GPR. El primer GPR se hizo funcionar a una presión total de 29 bar y una presión parcial de propileno de 21 bar. La temperatura de funcionamiento era de 80ºC y el tiempo de residencia medio del catalizador de 1,5 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio extraído del GPR se ajustó a 10 utilizando la presión parcial de hidrógeno. El contenido de etileno se fijó al 2% en peso ajustando la división de la producción entre los reactores.

El polímero del primer GPR se transfirió al segundo GPR. El segundo GPR se hizo funcionar a una presión total de 10 bar y una presión parcial de monómero de 7 bar. La temperatura de funcionamiento es de 80ºC y el tiempo de residencia medio del catalizador 1,5 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del copolímero de PP extraído del segundo GPR se ajustó a 7 a través de la presión parcial de hidrógeno. El contenido de etileno se fijó al 10% en peso ajustando la presión parcial de etileno y controlando la división de la producción entre los reactores.

Las propiedades deseadas se consiguen con una división de la producción del 1% en la prepolimerización, un 40% en el bucle y un 40% en el primer GPR y un 19% en el segundo GPR.

Ejemplo 12

Se utilizó una planta piloto con funcionamiento en continuo para producir copolímero de PP muy blando. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, propileno y etileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle y un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado (GPR).

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en el reactor de bucle, en el que también se introdujeron hidrógeno, etileno y propileno adicional.

La emulsión de polímero del reactor de bucle y etileno, hidrógeno y propileno adicionales se introdujeron en el GPR. El polímero formado y los monómeros que no reaccionaron se separaron después de ser extraídos del GPR.

El catalizador utilizado era un catalizador-ZN estereoespecífico y muy activo, preparado según la Patente de Estados Unidos No. 5.234.879. El catalizador se puso en contacto con trietilaluminio (TEA) y diciclopentildimetoxisilano (DCPDMS) (la proporción Al/Ti era 150 y Al/Do 10 (moles)) antes de ser introducido en el reactor de prepolimerización.

El catalizador se introdujo según la Patente de Estados Unidos-5.385.992 y se empujó con propileno hasta el reactor de bucle. El reactor de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 51 bar, una temperatura de 20ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 7 min.

El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 50 bar, una temperatura de 75ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio producido en el bucle se controló para que fuera 4 a través de la introducción de hidrógeno. El contenido de etileno se ajustó al 3,8% en peso controlando la introducción de etileno.

La emulsión de polímero del reactor de bucle se transfirió al primer GPR. El primer GPR se hizo funcionar a una presión total de 29 bar y una presión parcial de propileno de 21 bar. La temperatura de funcionamiento del reactor era de 80ºC y el tiempo de residencia medio del catalizador de 1,2 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio extraído del GPR se fijó a 2,5 ajustando la presión parcial de hidrógeno. El contenido de etileno se fijó al 8% en peso ajustando la división de la producción entre los reactores y la presión parcial de etileno.

Las propiedades deseadas se consiguieron con una división de la producción del 1% en la prepolimerización, un 45% en el bucle y un 55% en el GPR.

El polímero del GPR se podría haber transferido a otro GPR para producir un copolímero de PP todavía más blando, teniendo una presión parcial de etileno incluso mayor en el segundo GPR.

Ejemplo 13

Se utilizó una planta piloto con funcionamiento en continuo para producir copolímero de PP con buenas propiedades de fluencia. La planta comprende sistemas de alimentación de catalizador, alquilo, dador, propileno y etileno, un reactor de prepolimerización, un reactor de bucle y un reactor de fase gaseosa de lecho fluidizado (GPR).

El catalizador, el alquilo, el dador y el propileno se introdujeron en el reactor de prepolimerización. La emulsión de polímero del reactor de prepolimerización se introdujo en el reactor de bucle, en el que también se introdujeron hidrógeno, y propileno adicional.

La emulsión de polímero del reactor de bucle se introdujo en un recipiente de expansión, en el que se separaron los monómeros y el polímero. El polímero del recipiente de expansión se introdujo en el GPR. El propileno del recipiente de expansión se introdujo en el GPR después de la eliminación del hidrógeno. Se introdujeron etileno e hidrógeno adicional y propileno adicional en el GPR.

El catalizador utilizado era un catalizador-ZN estereoespecífico y muy activo, preparado según la Patente de Estados Unidos No. 5.234.879. El catalizador se puso en contacto con trietilaluminio (TEA) y diciclopentildimetoxisilano (DCPDMS) (la proporción Al/Ti era 140 y Al/Do 10 (moles)) antes de ser introducido en el reactor de prepolimerización.

El catalizador se introdujo según la Patente de Estados Unidos No. 5.385.992 y se empujó con propileno hasta el reactor de bucle. El reactor de prepolimerización se hizo funcionar a una presión de 51 bar, una temperatura de 20ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 7 min.

El reactor de bucle se hizo funcionar a una presión de 50 bar, una temperatura de 75ºC y un tiempo de residencia medio del catalizador de 1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del polímero de PP aleatorio producido en el bucle se fijó a 10 ajustando la introducción de hidrógeno.

El reactor GPR se hizo funcionar a una presión total de 29 bar y una presión parcial de propileno de 16 bar. La temperatura de funcionamiento era de 80ºC y el tiempo de residencia medio del catalizador 1,1 h. El MFR (2,16 Kg, 230ºC) del copolímero de PP extraído del GPR se ajustó a 5 a través de la presión parcial de hidrógeno y a través de la división de la producción entre los reactores. El contenido de etileno se ajustó al 3,5% en peso controlando la división de la producción entre los reactores y la presión parcial de etileno.

Las propiedades deseadas se consiguieron con la división de la producción del 1% en la prepolimerización, el 40% en el bucle y el 59% en el GPR.

El polímero del GPR se podía haber transferido a otro GPR para producir copolímero de PP con unas propiedades de impacto mejores, teniendo incluso una presión parcial de etileno mayor en el segundo GPR.

Claims

1. Proceso de preparación de homopolímeros y copolímeros de propileno, que comprende polimerizar propileno, opcionalmente con comonómeros, en presencia de un catalizador a temperatura elevada y presión de 30 a 100 bar en, como mínimo, un reactor de emulsión y, como mínimo, un reactor de fase gaseosa, el producto de polimerización de, como mínimo, un reactor de emulsión, que contiene monómeros que no han reaccionado, siendo conducido directamente a un primer reactor de fase gaseosa sin recirculación de los monómeros que no han reaccionado hasta el reactor de emulsión, por lo que la velocidad de producción del reactor de emulsión está entre el 20 y el 70% en peso de la velocidad de producción total del reactor de emulsión y el primer reactor de fase gaseosa, en el que el reactor de emulsión es un reactor de bucle o un reactor de tanque agitado continuo o discontinuo simple.

2. Proceso, según la reivindicación 1, en el que el producto de polimerización del reactor de emulsión comprende sustancias poliméricas seleccionadas del grupo formado por polipropileno, copolímeros de propileno y mezclas de copolímeros de propileno y de polipropileno.

3. Proceso, según la reivindicación 1 ó 2, en el que el reactor de emulsión comprende un reactor de bucle y en el que la concentración de propileno en el medio de reacción se mantiene en un exceso del 60% en peso para formar un producto particulado.

4. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, para preparar polímeros aleatorios o terpolímeros, en el que el reactor de emulsión funciona a una temperatura en el intervalo entre 60 y 80ºC.

5. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, en el que el reactor de emulsión funciona a una temperatura en el intervalo entre 80ºC y la temperatura crítica del medio de reacción.

6. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, en el que el reactor de emulsión funciona a una temperatura superior a la temperatura crítica del medio de reacción y por debajo de la temperatura de reblandecimiento del polímero.

7. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, en el que el reactor de emulsión funciona a una presión en el intervalo entre 35 y 100 bar.

8. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el producto de polimerización se conduce desde el reactor de emulsión hasta el primer reactor de fase gaseosa a través de una tubería directa.

9. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el medio de reacción del producto de polimerización se evapora antes de que el producto de polimerización se introduzca en un primer reactor de fase gaseosa.

10. Proceso, según la reivindicación 9, en el que el producto de polimerización se conduce desde el reactor de emulsión hasta el primer reactor de fase gaseosa a través de una tubería encamisada calentada por vapor para proporcionar, como mínimo, una parte de la energía necesaria para la evaporación del medio de reacción.

11. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, que comprende las etapas de continuación de la polimerización en el reactor de emulsión hasta que se obtiene un copolímero que comprende >0,5% en peso de, como mínimo, un comonómero, e introducción del copolímero en el primer reactor de fase gaseosa.

12. Proceso, según la reivindicación 11, en el que el producto de polimerización introducido en el primer reactor de fase gaseosa contiene copolímeros que comprenden entre el 2 y el 16% en peso de, como mínimo, un comonómero.

13. Proceso, según la reivindicación 11, en el que el producto de polimerización se copolimeriza en el primer reactor de fase gaseosa con comonómeros adicionales para aumentar el contenido de comonómero.

14. Proceso, según la reivindicación 12, en el que la copolimerización se continúa en el reactor de fase gaseosa hasta que el contenido de comonómero del copolímero es del 20% en peso, como máximo.

15. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 14, en el que la polimerización en el primer reactor de fase gaseosa se realiza sin introducción adicional de monómero.

16. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el producto de polimerización del reactor de fase gaseosa se recupera y se modifica para proporcionar un producto que tiene una rigidez, unas propiedades de fluencia, o una blandura mejoradas.

17. Proceso, según la reivindicación 16, en el que el producto de polimerización se somete a copolimerización en presencia de comonómeros para proporcionar un tercer polímero producto con unas propiedades de resistencia al impacto mejoradas.

18. Proceso, según la reivindicación 17, en el que la copolimerización se realiza en un segundo reactor de fase gaseosa dispuesto en serie con el primer reactor de fase gaseosa.

19. Proceso, según las reivindicaciones 16 ó 17, en el que se recupera el tercer polímero producto y se somete a una copolimerización adicional para proporcionar un cuarto polímero producto con unas propiedades mejoradas de rigidez, equilibrio de impacto o emblanquecimiento por esfuerzo o propiedades del blanqueado.

20. Proceso, según la reivindicación 19, en el que se realiza una reacción de copolimerización adicional en un tercer reactor de fase gaseosa dispuesto en serie con el segundo reactor de fase gaseosa.

21. Proceso, según la reivindicación 18 ó 19, en el que el cuarto polímero producto se somete a, como mínimo, una reacción de copolimerización adicional en, como mínimo, un reactor adicional.

22. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que, como mínimo, una parte de los monómeros que no han reaccionado se recuperan del segundo y/o tercer reactor de fase gaseosa y se reciclan hasta el reactor o reactores de fase gaseosa anteriores.

23. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que los monómeros que no han reaccionado recuperados del primer reactor de fase gaseosa se reciclan hasta el reactor de fase gaseosa.

24. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que los monómeros que no han reaccionado recuperados del primer reactor de fase gaseosa se recirculan hasta el reactor de emulsión.

25. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que una parte de los monómeros que no han reaccionado recuperados del primer reactor de fase gaseosa se reciclan hasta el reactor de emulsión.

26. Proceso, según la reivindicación 24, en el que la cantidad de monómeros reciclados comprende entre el 1 y el 65% en peso de la cantidad de monómeros introducidos en el reactor de emulsión.

27. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que la velocidad de producción del reactor de emulsión está entre el 20 y el 65% en peso, en particular, entre el 40 y el 60% en peso de la velocidad de producción total del reactor de emulsión y del primer reactor de fase gaseosa.

28. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el hidrógeno se utiliza en, como mínimo, un reactor como modificador de la masa molar.

29. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el catalizador utilizado se prepolimeriza antes de ser introducido en el proceso.

30. Proceso de preparación de homopolímeros y copolímeros de propileno, que comprende las etapas de:

- someter el propileno, opcionalmente, con comonómeros a polimerización en presencia de un catalizador a temperatura y presión elevadas en, como mínimo, un reactor de emulsión para producir un primer producto de polimerización que comprende el polímero de propileno y los monómeros que no han reaccionado,

- recuperar el polímero y los monómeros que no han reaccionado,

- introducir el polímero en, como mínimo, un reactor de fase gaseosa,

- introducir todos los monómeros que no han reaccionado en dicho reactor de fase gaseosa,

- someter los polímeros y los monómeros que no han reaccionado a polimerización en dicho reactor de fase gaseosa para producir un segundo producto de polimerización que contiene el polímero de propileno y sustancias gaseosas, y

- recuperar el polímero de propileno.

31. Proceso, según la reivindicación 30, en el que el polímero de propileno se introduce en un reactor de fase gaseosa adicional para la copolimerización.

32. Proceso, según la reivindicación 30 o la reivindicación 31, en el que el hidrógeno se utiliza como modificador de la masa molar en, como mínimo, uno de los reactores.

33. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones 30 a 32, en el que la polimerización en fase gaseosa se realiza sin la introducción adicional de monómeros.

34. Proceso, según cualquiera de las reivindicaciones 30 a 33, en el que el primer producto de polimerización se conduce a un recipiente de expansión para reducir la presión del mismo y con el fin de separar un producto gaseoso, los monómeros que no han reaccionado se recuperan del producto gaseoso, y los monómeros que no han reaccionado se introducen en el reactor de fase gaseosa.

35. Proceso, según la reivindicación 34, en el que el hidrógeno y/o los hidrocarburos inertes se separan del producto gaseoso.

36. Proceso, según la reivindicación 35, en el que el hidrógeno y/o los hidrocarburos inertes se separan mediante membranas o extracción.

37. Dispositivo para la preparación de homopolímeros y copolímeros de propileno, que comprende

- como mínimo, un reactor de emulsión y, como mínimo un reactor de fase gaseosa, dispuestos en serie para formar una cascada, y

- un conducto que interconecta, como mínimo, un reactor de emulsión con, como mínimo, un reactor de fase gaseosa para conducir el polímero y todos los monómeros que no han reaccionado desde el reactor de emulsión directamente hasta el reactor de fase gaseosa.

38. Dispositivo, según la reivindicación 37, en el que no hay ningún conducto conectado a un reactor de emulsión para el reciclaje de los monómeros que no han reaccionado hasta el mismo reactor.

39. Dispositivo, según la reivindicación 37 o la reivindicación 38, en el que, como mínimo, uno de los reactores de fase gaseosa está provisto de un conducto que interconecta dicho reactor de fase gaseosa con, como mínimo, un reactor de emulsión para el reciclaje de cualquiera de los monómeros que no han reaccionado.

40. Dispositivo, según cualquiera de las reivindicaciones 37 a 39, en el que el conducto que interconecta el reactor de emulsión con el reactor de fase gaseosa comprende una tubería encamisada.

41. Dispositivo, según la reivindicación 40, en el que el conducto está provisto de medios para calentarlo con vapor.