溶液法烯烃聚合反应体系中各种单体在气相和液相中的摩尔百分数和在置量的实时确认方法与流程

本发明涉及一种溶液法烯烃聚合反应体系中各种单体在气相和液相中的摩尔百分数和在置量的实时确认方法，属于烯烃聚合。

背景技术：

1、溶液法烯烃聚合技术使用齐格勒-纳塔型催化体系，以c5-c8直链烷烃作为溶剂，以乙烯、丙烯等作为聚合单体，可以生产聚乙烯、聚丙烯等均聚物或共聚物。

2、以乙丙橡胶生产为例，乙丙橡胶是烯烃共聚物，聚合反应是乙丙橡胶生产装置最重要的工艺过程。在聚合反应单元，共聚单体乙烯、丙烯、第三共聚单体（enb或dcpd）和溶剂共同加入到聚合反应器中，在催化剂的引发下进行共聚合反应，生成高分子聚合物-乙丙橡胶，各种单体、催化剂和生成的聚合物都溶解在溶剂中。

3、各种聚合反应单体、催化剂、溶剂经计量后连续加入到反应器中，控制反应器的温度、压力、液位、反应器排出气体流量，聚合反应热使一部分单体和溶剂从反应器蒸发，蒸发的气体经压缩、冷凝后再返回反应器。聚合反应在反应器中完成之后进入单体分离塔，将末反应的单体蒸出，被蒸出的单体再返回反应器循环使用。保持工况的稳定并实时掌握聚合反应体系中各种单体在气相和液相中的浓度和在置量，对控制产品的质量非常重要。但是目前还缺少一种合适的各种单体在液相中的浓度和在置量的实时确认方法。

技术实现思路

1、为解决上述技术问题，本发明的目的在于提供一种各种单体在液相中的浓度和在置量（或称保持量）的实时确认方法，通过对聚合反应过程中的可测量的工艺参数进行处理，并通过计算可以得到聚合反应量、聚合物在重要控制点的浓度、聚合反应各单体（包括主要惰性物质）在聚合反应体系的在置量。

2、为达到上述目的，本发明提供了一种溶液法烯烃聚合反应体系中各种单体在气相和液相中的摩尔百分数和在置量的实时确认方法，其包括以下步骤：

3、（1）获取各种单体在气相中的摩尔百分数；

4、（2）根据各种单体在气相中的摩尔百分数获得各种单体在液相中的摩尔百分数，其中，单体在液相中的摩尔百分数=该单体在气相中的摩尔百分数÷该单体的气液平衡系数；

5、（3）根据各种单体在气相中的摩尔百分数获得气相中的各种单体的在置量，其中，气相中的单体在置量=反应器的气相体积×该单体在气相中的摩尔百分数×温度压力补偿系数×相应单体的摩尔质量÷22.4；

6、（4）根据各种单体在液相中的摩尔百分数获得液相中的各种单体的在置量，其中，液相中的单体在置量=反应器的液相工作体积×液相密度×该单体的摩尔质量×该单体在液相中的摩尔百分数÷液相中总组分摩尔分数加权分子量；

7、（5）根据气相中的各种单体的在置量与液相中的各种单体的在置量获得聚合反应体系中各单体的在置量，以及聚合反应体系的总单体在置量。

8、根据本发明的具体实施方案，优选地，溶液法烯烃聚合反应体系是指反应单体在反应器内反应时的液相和气相，在该液相和气相中存在着反应单体、溶剂、反应产物以及一些惰性物质。

9、根据本发明的具体实施方案，优选地，在步骤（1）中，所述单体在气相中的摩尔百分数通过气相色谱获得。

10、根据本发明的具体实施方案，优选地，在步骤（3）中，所述温度压力补偿系数通过以下公式获得：

11、温度压力补偿系数=(a×273)÷(1.033×(聚合反应温度值+273))；

12、其中，a =聚合反应压力值/ 98.0665+1.033，其中，聚合反应压力值的单位为kpa，a的单位为atm，上述过程实际上是kpa/atm的压力单位换算；聚合反应温度值的单位为℃。

13、根据本发明的具体实施方案，优选地，在步骤（4）中，所述液相中总组分摩尔分数加权分子量为各组分的摩尔质量与各组分的摩尔百分数的乘积之和，所述组分包括单体、惰性物质和溶剂。

14、根据本发明的具体实施方案，优选地，在步骤（5）中，所述聚合反应体系中各单体的在置量通过以下公式获得：

15、聚合反应体系中各单体的在置量=气相中的该单体的在置量+液相中的该单体的在置量；

16、聚合反应体系的总单体在置量为聚合反应体系中各单体的在置量之和。

17、本发明所提供的方法适用于溶液法烯烃均聚或共聚过程。

18、根据本发明的具体实施方案，优选地，所述溶液法烯烃聚合反应体系是以乙烯、丙烯为原料，以己烷为溶剂的烯烃聚合体系，该实时确认方法包括：

19、（1）获取乙烯在气相中的摩尔百分数atc2、丙烯在气相中的摩尔百分数atc3、丙烷在气相中的摩尔百分数atc30；

20、（2）根据乙烯、丙烯、丙烷（惰性物质）在气相中的摩尔百分数获得乙烯、丙烯、丙烷在液相中的摩尔百分数，其中：

21、x乙烯=atc2÷k乙烯；

22、x丙烯=atc3÷k丙烯；

23、x丙烷= atc30÷k丙烷；

24、其中，x乙烯、x丙烯、x丙烷分别代表乙烯、丙烯、丙烷在液相中的摩尔百分数，单位为mol%；

25、k乙烯、k丙烯、k丙烷分别代表乙烯、丙烯、丙烷的汽-液平衡系数；

26、（3）根据乙烯、丙烯、丙烷在气相中的摩尔百分数获得气相中的乙烯、丙烯、丙烷的在置量，其中：

27、气相中的乙烯的在置量=v气×atc2÷100×pt×28÷22.4；

28、气相中的丙烯的在置量=v气×atc3÷100×pt×42÷22.4；

29、气相中的丙烷的在置量=v气×atc3÷100×pt×44÷22.4；

30、其中：

31、气相中的乙烯、丙烯、丙烷的在置量的单位为kg；

32、v气代表反应器中的气相体积，单位为m3；

33、pt为温度压力补偿系数，pt=(a×273)÷(1.033×(b+273))；

34、a =聚合反应压力值/ 98.0665+1.033，其中，聚合反应压力值的单位为kpa；b为聚合反应温度值+230，聚合反应温度值的单位为℃；

35、（4）根据乙烯、丙烯、丙烷在液相中的摩尔百分数获得液相中的乙烯、丙烯、丙烷的在置量，其中：

36、液相中的乙烯的在置量=v液×ρ液×28×w；

37、液相中的丙烯的在置量=v液×ρ液×42×w；

38、液相中的丙烷的在置量=v液×ρ液×44×w；

39、其中：

40、液相中的乙烯、丙烯、丙烷的在置量的单位为吨；

41、v液为反应器中的液相工作体积，单位为m3；

42、ρ液为液相密度，单位为吨/m3；

43、w为液相中总组分摩尔分数加权分子量；

44、（5）根据气相中的乙烯、丙烯、丙烷的在置量与液相中的乙烯、丙烯、丙烷的在置量获得聚合反应体系中乙烯、丙烯、丙烷的在置量，以及聚合反应体系的总单体在置量，其中：

45、聚合反应体系中乙烯的在置量=气相中的乙烯的在置量÷1000+液相中的乙烯的在置量；

46、聚合反应体系中丙烯的在置量=气相中的丙烯的在置量÷1000+液相中的丙烯的在置量；

47、聚合反应体系中丙烷的在置量=气相中的丙烷的在置量÷1000+液相中的丙烷的在置量；

48、聚合反应体系的总单体在置量=聚合反应体系中乙烯的在置量+聚合反应体系中丙烯的在置量+聚合反应体系中丙烷的在置量。

49、根据本发明的具体实施方案，优选地，所述乙烯、丙烯、丙烷的汽-液平衡系数按照以下公式获得：

50、k乙烯=xc2 × (1/a) × exp(yc2/b)+0.5；

51、k丙烯= xc3 × (1/a+0.1) × exp(yc3/b)；

52、k丙烷= xc30 × (1/a+0.0125) × exp(yc30/b)；

53、其中：

54、k是与单体在溶剂中的溶解度随温度与压力变化的相关的气液平衡系数；

55、xc2、yc2、xc3、yc3、xc30、yc30分别为乙烯、丙烯、丙烷的系数，取值范围分别为：xc2=1800至2800；yc2= -690至-1450；xc3=1000至2000；yc3 = -1000至-1960；xc30 =1700至2700；yc30= -1000至-2100；

56、a =聚合反应压力值/ 98.0665+1.033，其中，聚合反应压力值的单位为kpa；b为聚合反应温度值+230，聚合反应温度值的单位为℃。

57、根据本发明的具体实施方案，优选地，当所述气相中含有氢气、氮气时，氢气、氮气的在置量按照以下公式计算：

58、气相中的氢气的在置量= v气×at h2÷100×pt

59、气相中的氮气的在置量= v气×at n2÷100×pt

60、其中：

61、气相中的氢气的在置量、气相中的氮气的在置量的单位分别为nm3；

62、at h2为氢气在气相中的摩尔百分数；

63、at n2为氮气在气相中的摩尔百分数。

64、根据本发明的具体实施方案，优选地，所述液相中总组分（即乙烯、丙烯、丙烷，以及作为溶剂的己烷）摩尔分数加权分子量按照以下公式计算：

65、w=28 × x乙烯+42× x丙烯+44 × x丙烷+86 ×(100-x乙烯-x丙烯-x丙烷)。

66、根据本发明的具体实施方案，优选地，所述溶液法烯烃聚合反应体系中的反应所采用的工艺系统包括：

67、单体输入装置、催化剂输入装置、溶剂输入装置、反应器、单体分离塔；

68、第一混合器、第二混合器、第三混合器；

69、第一气液分离罐、第二气液分离罐；

70、第一冷却器、第二冷却器；

71、第一冷凝器、第二冷凝器、第三冷凝器；

72、第一冷凝液接收罐、第二冷凝液接收罐；

73、第一加热器、第二加热器；

74、第一压缩机、第二压缩机；

75、凝液泵、凝胶过滤器、塔底泵、回流泵；

76、其中，

77、所述单体输入装置与所述第一混合器的入口连接，所述催化剂输入装置与所述第三混合器的入口连接，所述溶剂输入装置分别与所述第一混合器的入口、第二混合器的入口、第三混合器的入口连接；

78、所述第一混合器的出口与所述第一冷却器的入口连接，所述第一冷却器的出口与所述反应器的入口连接；所述第二混合器的出口、所述第三混合器的出口分别与所述反应器的入口连接；

79、所述反应器的顶部出口与所述第一冷凝器的入口连接（用于排出没有参与反应的单体气体和少量汽化的溶剂），所述第一冷凝器的出口与所述第一气液分离罐的入口连接，所述第一气液分离罐的液体出口与所述凝液泵的入口连接，所述凝液泵的出口与所述第一混合器的入口连接，所述第一气液分离罐的气体出口与所述第一压缩机的入口连接，所述第一压缩机的出口与所述第二冷凝器的入口连接，所述第二冷凝器的出口与所述第一冷凝液接收罐的入口连接，所述第一冷凝液接收罐的气体出口连接至系统外的管网，所述第一冷凝液接收罐的液体出口与所述第一混合器的入口连接（用于向第一混合器输入丙烯和sol(溶剂)的混合物）；

80、所述反应器的底部出口与所述单体分离塔中部的入口连接，所述单体分离塔的顶部出口与所述第二冷却器的入口连接，所述第二冷却器的出口与所述第二气液分离罐的入口连接，所述第二气液分离罐的液体出口与所述回流泵的入口连接，所述回流泵的出口与所述第一混合器的入口连接，所述第二气液分离罐的气体出口连接至系统外的管网和/或与所述第二压缩机的入口连接，所述第二压缩机的出口与所述第三冷凝器的入口连接，所述第三冷凝器的出口与所述第二冷凝液接收罐的入口连接，所述第二冷凝液接收罐的液体出口与所述第一混合器的入口连接，所述第二冷凝液接收罐的气体出口分别与系统外的管网和所述第一混合器的入口连接；

81、所述单体分离塔的底部出口与所述凝胶过滤器的入口连接，所述凝胶过滤器的出口与所述塔底泵的入口连接（优选地，过滤器的顶部与单体分离榙的底部标高相同，过滤器底部高于塔底泵的入口），所述塔底泵的出口与所述第二加热器的入口连接，所述第二加热器的出口与所述单体分离塔的底部入口连接；

82、所述单体分离塔的顶部出口与所述第二冷却器的入口连接，所述第二冷却器的出口与所述第二气液分离罐的入口连接；

83、所述单体分离塔的顶部和底部分别设有第一溶剂输入管路和第二溶剂输入管路，其中，所述第二溶剂输入管路上设有第一加热器；第一加热器的溶剂入口与溶剂输入装置连接。

84、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，各个管路可以设有阀门、流量计、液位计、温度计、压力计等装置。并且，部分流量计、液位计和相应管路上的阀门可以连接，由流量计、液位计来控制阀门的开闭，进而控制流量、液位。

85、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，反应器用于进行聚合反应，其设有相应的流量计。该反应器可以设有搅拌器，具体可以参考现有方式进行。

86、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，第一气液分离罐用于实现来自反应器顶部的气体的冷凝产物（通过第一冷凝器进行冷凝）的气液分离，其中，气体从顶部出口离开，经过压缩、冷凝之后回到反应器，液体从底部离开，返回反应器。

87、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，单体分离塔用于对来自反应器的聚合反应的反应产物的分离，其中，单体从顶部分离、排出，经过气液分离（通过第二气液分离罐）之后回到反应器，共聚物（即聚合反应的产物）进入凝胶过滤器通过过滤除去凝胶，然后通过塔底泵输出。优选地，单体分离塔的顶部设有溶剂入口，用于在有需要时注入溶剂。在聚合反应过程中，凝胶是副产物的主要成分。凝胶是一种交联物质，不溶于溶剂，如果留在共聚物中，会严重影响共聚物的质量。本发明的工艺系统中，凝胶过滤器安装位置与其它工艺有区别，能够彻底的清除凝胶。凝胶是一种软体小颗粒，比重小于溶液，容易浮在过滤器上部。凝胶过滤器安装在塔底泵后，将会使凝胶过滤器内的液体湍流程度增加，在压差作用下软体凝胶颗粒变形从凝胶过滤器出口排出，严重降低过滤效果。在本发明的工艺系统中，凝胶过滤器安装在泵（塔底泵）之前，聚合物溢流进入凝胶过滤器，这种过滤流程使大部分凝胶积聚在凝胶过滤器中，能有效提高过滤效果。

88、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，所述单体输入装置包括h输入管路（氢气输入管路）、eth输入管路（乙烯输入管路）、pro输入管路（丙烯输入管路）、enb输入管路（乙叉降冰片烯输入管路），各管路可以分别设置流量计。该工艺系统适合于二元乙丙橡胶、三元乙丙橡胶等的生产，其中，当采用三种以上的单体时，第三单体、第四单体等均可以通过enb输入管路进入系统。

89、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，所述催化剂输入装置包括cat输入管路（主催化剂注入管路）、eta输入管路（活化剂输入管路）、ccd输入管路（助催化剂注入管路，ccd指用溶剂稀释后的助催化剂），各管路可以分别设置流量计。

90、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，所述溶剂输入装置包括sol输入管路，该管路可以设置流量计。

91、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，第一混合器用于实现单体（h输入管路、eth输入管路、pro输入管路、enb输入管路）与溶剂（sol输入管路）的混合，第二混合器用于实现助催化剂与溶剂的混合、第三混合器用于实现主催化剂与溶剂的混合。

92、根据本发明的具体实施方案，优选地，该工艺系统还包括气相色谱仪，其连接至所述反应器的顶部出口与所述第一冷凝器的入口之间的连接管路。更优选地，所述气相色谱仪还与所述h输入管路上的流量计、所述第一冷凝液接收罐的气体出口处的流量计、所述反应器的顶部出口与第一冷凝器的入口之间的连接管路连接。气相色谱仪的输出控制着h输入管路流量、反应器的顶部流出的流量（进入第一冷凝器的流量）、第一冷凝液接收罐的气相出口的流量，这三个流量根据气相色谱仪的测量值同时改变流量。通过色谱仪可以获得反应器顶部气相中的单体（包括主要惰性物质）的摩尔含量。

93、根据本发明的具体实施方案，优选地，该工艺系统还包括反应器顶部排出气相流量表fi，其与所述eth输入管路上的流量计、所述反应器的顶部出口与所述第一冷凝器的入口之间的连接管路、所述cat输入管路上的流量计、所述eta输入管路上的流量计连接。反应器顶部排出气相流量表fi通过仪表信号线与各个流量调节阀连接，将反应器顶部排出气相流量表fi的输出信号送至各个流量调节阀。反应器顶部排出气相流量表fi的测量值也对h输入管路流量、反应器的顶部流出的流量（进入第一冷凝器的流量）、第一冷凝液接收罐的气相出口的流量和进入反应器的其它流量有影响。反应器顶部排出气相流量表fi与色谱仪之间不连接。

94、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，第一冷却器、第二冷却器、第一冷凝器、第二冷凝器、第三冷凝器分别设有冷却水通道，并且，冷却器、冷凝器的出口管道上可以设置温度计，该温度计用于检测温度并与冷却水通道上的阀门连接，用于根据工艺物料温度的高低调整冷却水流量，从而维持工艺物料温度的稳定。具体的设置方式可以参考常规的冷却器、冷凝器。

95、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，第一压缩机、第二压缩机均为往复式压缩机。

96、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，第二冷凝液接收罐设有液位计，用于监控第二冷凝液接收罐中的液位高度。

97、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，所述塔底泵的出口除了与第二加热器的入口连接之外，还与工艺系统外的设备连接，用于将胶液送去后续单元。当经过塔底泵的胶液中的单体含量较高、胶液粘度较大时，采用塔底泵将胶液输送至第二加热器进行加热，然后回到单体分离塔，当塔底泵的胶液（共聚产物）满足要求时，可以送去后续单元，胶液在第二加热器与单体分离塔之间的循环与向后续单元的输送同时连续进行。

98、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，第二气液分离罐的顶部出口还与外部的火炬管网连接，连接管路上设有阀门，该阀门与设置于第二压缩机前端的流量计连接，并由流量计进行控制，根据所生产的牌号、生产负荷和气体组成的变化，设定排放至系统外的气体流量。

99、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺系统中，第二冷凝液接收罐中的气体，一部分经流量控制排入火炬管网，另一部分经压力控制返回反应器。第二冷凝液接收罐中的液体经液位控制，在压力作用下返回反应器。

100、根据本发明的具体实施方案，优选地，所述溶液法烯烃聚合反应体系中的反应所采用的工艺方法包括：

101、使乙烯、丙烯、氢气、氮气、催化剂（包括主催化剂、助催化剂、活化剂）、溶剂在反应器中进行聚合反应；

102、控制反应器的温度、压力、液位、反应器排出气体流量；利用聚合反应热将一部分单体和溶剂从反应器蒸发，冷凝后返回反应器；

103、反应得到的聚合物进入单体分离塔，将未反应的单体蒸出，被蒸出的单体返回反应器参与反应。

104、本发明所提供的工艺方法可以采用溶液法聚合工艺，溶剂是直链烷烃，主要聚合反应物是两种或三种烯烃，主要设备是一台带搅拌器的聚合反应器、一台单体分离塔和两台压往复式压缩机。各种原料和催化剂经计量进入反应器，反应物、催化剂和产物都溶解在溶剂中，产物经凝胶过滤器分离出凝胶后送至后续工段；未反应的单体经压缩机升压后再循环返回反应器继续参与聚合反应；聚合反应是放热反应，反应热采用单体和溶剂蒸发、在反应器外冷凝、再返回反应器的方式移出反应器。

105、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述单体包括乙烯、丙烯。该工艺方法还可以采用第三单体、第四单体，分别可以是enb、双环戊二烯。

106、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述溶剂包括c5-c8的直链烷烃。

107、在上述工艺方法中，主催化剂可以根据所需要进行的反应进行配制，优选地，所述催化剂是钛\钒类化合物（钛或钒类化合物）与可溶于烃类溶剂的烷基铝形成的络合物。

108、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述钛\钒类化合物与所述烷基铝的质量比为5-15:1。

109、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述钛\钒类化合物包括四氯化钛和/或三氯氧钒。

110、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述烷基铝包括三异丁基铝、三乙基铝、一氯二乙基铝、二氯乙基铝、倍半氯化乙基铝中的一种或两种以上的组合。

111、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述主催化剂中含有醇类物质和/或酯类物质；通过加入醇类物质或酯类物质，能够改变催化剂的选择性；更优选地，所述醇类物质包括甲醇、乙醇、丙醇中的一种或两种以上的组合；所述酯类物质包括三氯乙酸乙酯。

112、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述醇类物质和/或酯类物质的用量为：所述醇类物质与钛\钒类化合物的摩尔比为1:1；所述酯类物质与钛\钒类化合物的质量比在5至15范围内。

113、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述催化剂（即主催化剂）选自以下六类中的一种：

114、

115、其中，a代表钛、钒类；

116、ax代表钛、钒、醇类；

117、bx代表二氯乙基铝；

118、bm代表一氯二乙基铝；

119、bq代表倍半氯化乙基铝；

120、es代表酯类化合物。

121、在以上六类催化剂对应的反应体系中，第一类可生产较高门尼粘度化合物、第二、第四和第六类所生产的共聚物分子量分布窄，第三和第五类反应体系所生产的共聚物分子量分布宽。分子量分布宽的产品主要应用于塑料改性。分子量分布窄的产品具有较好的油溶性，适于作为油品添加剂用。

122、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，活化剂（eta）采用酯类化合物，其主要作用是提高主催化剂的活性。

123、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，助催化剂为金属铝类化合物，例如烷基铝催化剂。

124、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述主催化剂的效率为1600-3800 g聚合物/g催化剂。

125、在上述工艺方法中，首先启动装置达稳定运行状态，优选地，关键控制点的运行参数如下：所述反应器中的温度控制为30-80℃（更优选为40-60℃）、压力控制为0.5-3.0mpa（优选0.6-1.5mpa）、进入反应器的溶剂流量控制为30-50t/h。其中，各单体组分的质量流量可以按产品牌号配方所要求的数值调整。

126、在上述工艺方法中，影响共聚物性能的主要因素有聚合反应温度、催化活性（即催化剂效率）、共聚单体浓度比、分子量调节剂与共聚单体的浓度比、聚合反应停留时间等，这些参数可以通过实际过程获得。

127、聚合反应温度的确定：

128、聚合反应温度对聚合反应速度、分子量分布、催化剂教率有较大影响，确定合适的反应温度对所生成的共聚物的性质具有重要影响：

129、催化剂活性与温度曲线表明催化剂的活性与聚合反应温度成反比，而且温度的升高会使单体在溶剂中的溶解度极大地降低，并且活性中心寿命随着温度的升高而降低。随着温度的升高，催化剂效率下降，进而导致产率下降，并且随着温度的升高使聚合物的分子量下降。根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，聚合反应温度控制在30-80℃，更优选为40-60℃。

130、聚合反应体系中共聚单体比率的确定：

131、由于竞聚率的差异，聚合反应体系中共聚单体比率直接影响共聚物中各单体结合量。各单体浓度变化对聚合反应速度也有显著的影响。反应器气相中乙烯与丙烯的摩尔比与产品中乙烯含量的对应关系如表1所示。

132、表1

133、

134、催化剂浓度的影响：

135、催化剂浓度升高，活性中心增加，聚合反应加快，但催化剂效率下降，聚合物分子量下降，门尼粘度随之下降，并且由于反应速度加快，聚合温度将明显升高。烷基铝与钒催化剂的质量比对聚合反应也有极其重要的影响，烷基铝催化剂除作为助催化剂对金属钒起烷基化作用形成活性中心外，还起到链转移作用及净化反应体系中微量杂质的作用，当反应体系中铝、钒催化剂质量比大于20，会引起聚合反应速率下降，当铝、钒催化剂质量比小于5时将引起大量凝胶生成。单体的单程转化率随着催化剂浓度的升高而增大。在聚合反应催化剂配方设计中，本发明确定铝与钒催化剂质量比为7；钒在溶液中的浓度在1：20万至40万范围（重量比）。

136、根据本发明的具体实施方案，优选地，该工艺方法，还包括加入分子量调节剂的步骤。分子量调节剂在聚合反应中作链终止剂，用于调节聚合物的分子量，本发明的工艺方法控制分子量的方法是采用分子量调节剂与共聚单体的浓度比值，不同的产品牌号对应不同的比值，该比值每变化0.1，产品的门尼粘度变化3个单位。更优选地，所述分子量调节剂在反应器气相中与单体的质量比为0.1-1。

137、根据本发明的具体实施方案，在上述工艺方法中，聚合反应停留时间的确定与聚合反应速度和催化剂的寿命密切相关。在反应开始后几分钟之内，分子量即达到相当高的值，此后随着高分子量级分的增加，共聚物的分子量虽然有所增加，但其幅度却大大降低。聚合物产率随停留时间的增加而上升，分子量和催化剂效率也略有提高，但单体的转化率用反应器的利用率将随之下降。优选地，所述聚合反应的停留时间为20分钟至120分钟。

138、根据本发明的具体实施方案，在上述工艺方法中，产物在反应器液相中的浓度影响产率、影响聚合反应的传热、传质过程、影响后续溶剂回收成本、影响后续的催化剂残余物清除效果。优选地，聚合反应过程中，所得到的共聚物在反应器中的浓度控制为5-18wt%。

139、根据本发明的具体实施方案，在上述工艺方法中，反应器循环气体流量要根据聚合反应的产气量与反应器液相的搅拌强度要求确定。优选地，聚合反应过程中，所述反应器中的循环气体的流量控制为1000-3000m3/h。

140、根据本发明的具体实施方案，优选地，在上述工艺方法中，所述聚合反应的产物（即共聚物）的质量规格包括：

141、聚合物反应的产物满足以下要求：

142、分子量分布：mw/mn= 1.2-4.8；

143、结合丙烯质量分数：25-52 wt%；

144、门尼粘度：ml1+4100 = 25-120。

145、在工艺过程中，各种聚合反应单体、催化剂、溶剂经计量后连续加入到反应器中，控制反应器的温度、压力、液位、反应器排出气体流量，聚合反应热使一部分单体和溶剂从反应器蒸发，蒸发的气体经压缩、冷凝后再返回反应器；聚合反应在反应器中完成之后，产物进入单体分离塔，将末反应的单体蒸出，被蒸出的单体再返回反应器循环使用。保持工况的稳定并实时掌握聚合反应系统中的单体在置量，对控制产品的质量非常重要。

146、本发明所提供的方法能够准确确定聚合反应各单体（包括主要惰性物质）在聚合反应体系中的浓度和在置量，通过控制这些参数能够准确调节分子量调节剂等的进、出流量，从而实现对于产品分子量的自动调节，保证产品质量的稳定。