JP3706712B2

JP3706712B2 - Parallel polymerization method and apparatus

Info

Publication number: JP3706712B2
Application number: JP10310797A
Authority: JP
Inventors: 悟大谷; 良一山本; 崇弘明石; 間明田　　隆裕; 輝久小島
Original assignee: Mitsui Chemicals Inc
Current assignee: Mitsui Chemicals Inc
Priority date: 1997-04-21
Filing date: 1997-04-21
Publication date: 2005-10-19
Anticipated expiration: 2017-04-21
Also published as: JPH10292002A

Description

【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は、複数の重合反応器で別個にポリマーを並行して製造した後これらを混合して目標とする物性を有する製品を得るパラレル重合法に関し、詳しくは、循環ガスを水添処理する工程を含む、簡便且つ経済的なパラレル重合法及びパラレル重合装置に関する。
【０００２】
【従来の技術】
近年のプラスチック分野の多様化に伴い、求められるプラスチックの製品物性も多種多様となっている。このような状況下では、目標とする製品物性を得るためには単段重合や連続多段重合では達成できないことがある。この場合、全く別個に製造した樹脂同士をドライブレンドしたり溶融ブレンドしたりする方法や、パラレル重合を実施する方法などが知られている。
【０００３】
ドライブレンド法は、一旦個別にペレタイズされたり包装されたりしたものを混合する方法であるから、目標製品を製造するのに不要な手間とエネルギーを要することとなり、コスト高になりがちであり、更に大量生産の製品には不適であった。
【０００４】
一方、大量生産の製品を得る方法としては、個別の重合反応器で各々異なった物性の製品を製造し、それらをホッパーやミキシングドラム等の混合器で混合後、ペレタイズしたり包装したりするパラレル重合法が知られていた。この場合、未反応モノマー（コモノマーを含む）や、液相重合の場合は溶媒が各重合反応器で共通していたり、一方のモノマー種類が他方のモノマー種類と同一若しくは少なく且つその重合反応器の水素濃度が他方のそれと同一若しくは低い場合は、かかるホッパーやドラム等の混合器を同時に気液、気固分離ドラムやフラッシュドラムとして使用し、そこで分離されたガスを重合反応器へ循環させても何ら問題はないため、これらの混合器を各重合反応器に共通の分離ドラムやフラッシュドラム等として使用することが可能であり、重合反応器が複数あっても共通に使用できるため経済的である。
【０００５】
しかし、それ以外の場合、例えば一方の重合反応器の水素濃度が高くコモノマー種類が少ないのに対し他方の重合反応器の水素濃度が低くコモノマー種類が多い場合や、一方の重合反応器では水素濃度が高い条件で単独重合体を製造し、他方の重合反応器では水素濃度の低い条件で共重合体を製造する場合などにおいては、各重合反応器から排出される未反応モノマーや水素が混合器内で混合された後循環ガスとして重合反応器に導入されると、重合反応器内の重合条件が変化する場合がある。このため、そのような未反応モノマーや水素をそのまま循環ガスとして使用することができないので、各々の重合反応器に対し気液分離ドラム、気固分離ドラム、フラッシュドラム等を予め設置する必要があり、また各々のコモノマーや水素の混入許容レベルによっては循環ガスを更に不活性ガス等によりパージしたり、循環ガス又はその混合物を別途蒸留により分離したりする必要が生じることがあった。
【０００６】
特に、水素を他の揮発成分から分離することは容易ではなく、コストアップの原因となりがちであった。水素濃度のコントロールにおいては、水素濃度を増加させるのは容易であるが、減少させることは容易ではなかった。
【０００７】
【発明が解決しようとする課題】
本発明は、複数の重合反応器で各々異なった物性のポリマーを並行して製造した後、それらを共通の混合器で混合して所望の物性の製品を得るパラレル重合法において、各重合反応器に気液、気固分離ドラムやフラッシュドラムを設置したり蒸留等の設備を設置したりすることなく、簡便且つ経済的な装置で実施できる方法及び装置を提供することを課題とする。
【０００８】
【課題を解決するための手段】
本発明者らは、パラレル重合法において、混合器と重合反応器との間の循環ガスを水素化反応器に通して該ガス中の水素濃度を効率よく制御すること、特に水素濃度を効率よく低減させることにより、混合器を同時に気液、気固分離ドラム又はフラッシュドラムとしても使用することが可能となり、かかる混合器を各重合反応器に共通の分離ドラムやフラッシュドラムとして共用できることを見出し、本発明を完成した。
【０００９】
すなわち、本発明は、相互に並行に設置された複数の重合反応器内で水素を含有するガスの存在下にオレフィンを重合する工程と、各重合反応器で得られたオレフィン重合体を前記ガスとともに混合器へ導入して混合する工程とを含むパラレル重合法において、前記混合器内のガスの少なくとも一部を抜き出し、次いで該抜き出したガス中の水素をオレフィンに付加させて該ガスを水素化処理した後、前記水素化処理後のガスを前記重合反応器の少なくとも一つに再び供給することを特徴とするパラレル重合法を提供するものである。
【００１０】
また、本発明は、水素を含有するガスの存在下でオレフィンを重合するための相互に並行に設置された複数の重合反応器と、各重合反応器で得られたオレフィン重合体を混合するための混合器と、該混合器から抜き出したガス中の水素をオレフィンに付加させて該ガスを水素化処理するための水素化反応器とからなり、水素化反応器を前記重合反応器の少なくとも一つと混合器とに接続し、混合器から抜き出したガスを水素化反応器に導入して水素化処理し、該水素化処理後のガスを該重合反応器の少なくとも一つに供給してガスを循環させ、これにより循環ガス中の水素濃度を低下させるようにしたことを特徴とするパラレル重合装置を提供するものである。
【００１１】
本発明は、パラレル重合法、特に一方は水素濃度が高くてコモノマー種類が少なく、他方は水素濃度が低くてコモノマー種類が多い場合や、一方の重合反応器で水素濃度が高い条件で単独重合体を製造し、他方の重合反応器で水素濃度の低い条件で共重合体を製造する場合などに、各重合反応器に気液、気固分離ドラムやフラッシュドラムを設置したり蒸留等の設備を設置したりすることなく、簡便且つ経済的な装置で実施できる方法である。
【００１２】
尚、本発明のパラレル重合法においては、重合形態は気相重合、塊状重合、溶液重合、懸濁重合のいずれであってもよく、また複数の重合反応器の相互において異なる重合形態を採用していてもよい。
【００１３】
【発明の実施の形態】
以下、本発明の実施の形態を説明する。
本発明の方法は、気相重合、塊状重合、溶液重合、懸濁重合のいずれに対しても適用でき、各重合法特有の反応器、反応条件の差以外、本発明の構成に関しては、何ら差がないので、特に断らない限り区別せずに説明する。
【００１４】
本発明のパラレル重合法は、相互に並行に設置された複数の重合反応器内で水素を含有するガスの存在下にオレフィンを重合する重合工程と、各重合反応器で得られたオレフィン重合体を前記ガスとともに混合器へ導入して混合する混合工程と、前記混合器内のガスの少なくとも一部を抜き出して前記重合反応器の少なくとも一つに再び供給することによりガスを循環させる循環工程とを含む。そして、水素をオレフィンに付加させて水素化処理するための水素化反応器を前記重合反応器の少なくとも一つと混合器との間に接続し、前記循環ガスを水素化反応器に通して該ガス中の水素をオレフィンに付加させた後、水素化処理後のガスを該重合反応器の少なくとも一つに再び供給することによって循環ガス中の水素濃度を低下させることを特徴とする。
【００１５】
（１）重合工程
本発明の重合工程に使用される重合反応器は、水素を含有する気相（ガス）の存在下でオレフィンを重合できるものであれば、回分（バッチ）式の重合反応器でも連続式の重合反応器（単段又は多段重合反応器）でもよい。また、一般に、水素を含む気相の存在下で行う重合方法としては、塊状重合、溶液重合、懸濁重合、気相重合等が挙げられ、本発明のパラレル重合法はこれらのいずれの重合方法を採用するものであってもよい。
【００１６】
本発明では、このような重合反応器を複数用い、これらを相互に並行に設置して各重合反応器内で、水素を含むガスの存在下にオレフィンを重合する。この場合、気相（ガス）中には水素が含まれるが、気相重合では、ガス中の水素濃度範囲は５％以下、好ましくは２％以下であるのがよい。水素濃度が５％を超える程高くても本発明方法を実施する上で特に支障はないが、重合反応器内で生成するオレフィン水素化物（例えばエタン、プロパン）の濃度が高くなり、結果的に系外に抜き出す必要が生じるので、余り高すぎるのは好ましくない。
【００１７】
また、液相重合では、気相中の水素は１０％以下、好ましくは２％以下である。メタロセン触媒を用いて重合を行う場合は、気相重合においては気相中の水素濃度が０．１％以下、好ましくは０．０１％以下、液相重合では１％以下、好ましくは０．２％以下である。
【００１８】
本発明の方法では、重合方法や他の重合条件等に応じて、重合反応器内の水素濃度が上記のような範囲を保つように循環ガスの水素濃度を迅速に調節することができる。
【００１９】
本発明において、重合反応器で製造するポリマーとしては、ホモポリマーでも、コポリマーでもよい。重合されるオレフィンとしては、エチレン、プロピレン、１−ブテン、１−ペンテン、１−ヘキセン、１−オクテン、１−デセン、４−メチル−１−ペンテン、３−メチル−１−ペンテン、スチレン、ブタジエン、イソプレン、１，４−ヘキサジエン、ジシクロペンタジエン、５−エチリデン−２−ノルボルネン等が例示できるが、所望ポリマー製品の種類によって決定される。即ち、ホモポリマー製品として、例えばポリエチレン、ポリプロピレン、ポリブテン等を、またコポリマー製品として、ポリエチレン、ホモポリプロピレン又はランダムポリプロピレンと、他のモノマーによる共重合体、いわゆるＥＰＲ（エチレン−プロピレンゴム）、ＰＥＲ（プロピレン−エチレンゴム）、ＰＢＲ（プロピレン−ブテンゴム）等とのブロック共重合体等を製造する場合には、本発明の重合工程に使用されるモノマーとしては、エチレン、プロピレン、１−ブテン、１−ペンテン、３−メチル−１−ブテン、１−ヘキセン、４−メチル−１−ペンテン等が好ましい。
【００２０】
なお、重合温度はモノマーの種類、製品の分子量等によっても異なるが、オレフィン重合体の融点以下、好ましくは融点より１０℃以上低い温度、更に好ましくは室温〜２００℃程度、特に好ましくは４０〜１６０℃程度、最も好ましくは６０〜１３０℃程度である。また重合温度をこの範囲に維持するため、重合系は冷却器で冷却される。その他、重合圧力は、大気圧〜１５０ｋｇ／ｃｍ²程度、好ましくは２〜７０ｋｇ／ｃｍ²程度、更に好ましくは１０〜２０ｋｇ／ｃｍ²程度である。
【００２１】
重合触媒としては、特公昭６０−４５６４５号公報に開示されるように、遷移金属触媒、特に高活性遷移金属触媒成分と周期律表第１族乃至第３族金属の有機金属化合物触媒成分とを組み合わせたオレフィン重合触媒が好適に利用できる。中でも遷移金属１ミリモル当り約５０００ｇ以上、特に約８０００ｇ以上のオレフィン重合体を製造できる高活性触媒が好ましい。
【００２２】
パラレル重合法においては、通常、各重合反応器でモノマー成分（オレフィン）の種類や重合条件が異なる。具体的には、一方の重合反応器が他方の重合反応器に比べてモノマー種類が同一か又は少なく且つ水素濃度が同一か又は少ない場合、一方の重合反応器が他方の重合反応器に比べて水素濃度が高く且つモノマー種類が少ない場合、一方の重合反応器で水素濃度が高い条件で単独重合体を製造し、他方の重合反応器で水素濃度のより低い条件で共重合体を製造する場合等が挙げられる。特に、一方の重合反応器が他方の重合反応器に比べて水素濃度が高く且つモノマー種類が少ない場合、又は一方の重合反応器で水素濃度が高い条件で単独重合体を製造し、他方の重合反応器で水素濃度のより低い条件で共重合体を製造する場合において、本発明の効果が発揮される。
【００２３】
尚、各重合反応器間で共重合成分の種類が全く異なる場合は、通常循環ガスを共用することはできないが、混合されても何ら望ましくない反応が生じない場合や共重合成分の転化率が高くそれをすべて水添して使用してもかまわない場合は、循環ガスを共用することができる。
【００２４】
（２）混合工程
本発明のパラレル重合法においては、各重合反応器で製造されたポリマーを、水素、オレフィン等を含むガスと共に混合器へ導入する。混合器は混練、捏和、分散等の機能を有するものであってもなくてもよく、単に２以上の粉体を同時に貯留する機能のみを有する貯留設備であってもよい。また、かかる貯留機能のみを有する貯留設備を設け、さらにその後段に混練、捏和、分散等の機能を有する設備を配し、該貯留設備にて一旦混合及び／又は気固分離のみを実施したのち後段で混練、捏和、分散等を行うこととしてもよい。
【００２５】
貯留設備としては、貯留可能であればホッパー、ドラム等いずれでもよいが、ガス中の主成分がオレフィン等の可燃物であるので、気密性を有するものが好ましく用いられ、一般的には耐圧容器が用いられる。
【００２６】
混練、捏和、分散等の機能を有する設備を採用する場合は、必要に応じてバッチ式、連続式のいずれを用いてもよく、生産性等の必要性から適宜選択することができる。混練、捏和、分散等の機能を有する設備としては、スクリュー型、アーム型、ブレード型、リボン型、パドル型の撹拌翼や撹拌軸を有する軸回転型、容器が回転する容器回転型、気流型等が用いられる。
【００２７】
好ましくは軸回転型が用いられ、より好ましくは貯留型ホッパー又はドラムと一又は二軸押出機との組合せが用いられる。
また、混合するポリマーの種類及び割合並びに混合条件は、所望する製品の物性に応じて適宜選択することができる。
【００２８】
このように混合して得られたポリマーブレンドは、混合器から取り出し、公知の方法による乾燥、造粒工程等を経ることにより、所望の製品とすることができる。
【００２９】
（３）循環工程
混合器に導入されたガスの少なくとも一部を抜き出して再び重合反応器へ供給し、これを繰り返してガスを循環させる。
【００３０】
その際、混合器から抜き出されたガス中の水素をオレフィンに付加させることにより該ガスを水素化処理する。水素化処理を実施するには、混合器に、例えば水素化触媒を充填するなどして水素化処理ができるようにした水素化反応器を接続し、前記混合器内のガスの少なくとも一部、即ち全部又は一部を抜き出して水素化反応器に通じて水素化処理した後、前記水素化処理後のガスの一部又は全部を再び重合反応器に戻し、循環させればよい。
【００３１】
混合器から抜き出されたガスには水素、オレフィン等が含まれており、水素化反応器に導入されたガス中の水素は、オレフィンに付加させることにより消失又は著しく減少させることができる。こうして水素濃度が低下したガスを重合反応器に再び戻すことにより、循環ガスの水素濃度を迅速に低下させることができ、混合器から重合反応器へガスを問題なく循環させることができる。
【００３２】
尚、抜き出したガスに凝縮成分が多い場合は、水素化処理前に熱交換機等により予め冷却して凝縮成分を分離し、残留ガスのみを水素化処理してもよい。分離された凝縮成分は通常重合反応器に戻されるが、必要に応じて一部又は全部を重合系外に取り出してもよい。
【００３３】
この水素化反応器では、少量の水素と過剰のオレフィンとが反応してエタン、プロパン等のオレフィン水素化物を生成するため、ガス中の水素は消費され、その結果、循環ガス中の水素濃度を低下させることができる。この場合、水素化反応器を通った後のガスの一部又は全部を再び重合反応器に戻し、循環させられるように接続する。
【００３４】
かかる水素化処理に用いられる水素化反応器は、重合反応器から抜き出したガス中のオレフィンを水添できればよく、例えば反応温度等のみの設定で対応してもよいが、通常水素化触媒が充填されている。水素化反応器に使用される水素化触媒は、基本的には水素化性能が高いこと、充填時あるいはガスの循環時の衝撃等により粉化されない硬度を有すること、２量化等の副反応を起こさないこと等の条件を満たす必要がある。粉化等により重合反応器内に水素化触媒が入ると、ポリマー製品、重合触媒、水素濃度等の重合反応条件に影響を与えたり、影響を受ける恐れがある。最悪の場合、重合反応器内で水素化反応が常時起こり、水素濃度の制御ができなくなる。また製品に混入することは、製品の品質上好ましくない。
【００３５】
これらの条件を満足する水素化触媒としては、いわゆる固体触媒、例えば、Ｐｔ又はＰｄを坦持金属とし、ＳｉＯ₂又はＡｌ₂Ｏ₃又はそれらの混合物を担体とする金属坦持触媒、銅−クロム−バリウム−マンガンをシリカやアルミナに担持した金属触媒や、シリカに銅を担持した銅触媒などが挙げられる。好ましくはＰｄ／Ａｌ₂Ｏ₃、Ｐｄ／ＳｉＯ₂・Ａｌ₂Ｏ₃、Ｐｄ／ＳｉＯ₂、Ｐｔ／Ａｌ₂Ｏ₃等、中でもＰｄ／Ａｌ₂Ｏ₃が好ましい。
【００３６】
なお、特にＰｄ／Ａｌ₂Ｏ₃が好ましいのは、反応が比較的マイルドに進むこと、選択性が高いこと、高活性であること（低水素濃度で使用可能）、寿命が長いこと等の理由による。
【００３７】
循環ガスの水素濃度を制御するための基本的な方法は、水素化反応器を通過するガス量を制御することである。水素濃度を一定値に制御する場合には、混合器から導入されるガス中の水素と同じ量が付加反応するように、通過ガス量を設定する。必要ならば、若干量の水素を混合器に供給しながら水素化反応器の通過ガス量を適正範囲に設定することができる。ここでいう適正範囲とは、プロセス設計上制御できる範囲ということであり、設計流量によって変化する。したがって、通過ガス量の適性範囲に特に制限はないが、一般にはＧＨＳＶが１０００〜５０、好ましくは５００〜１００程度である。ここで、「ＧＨＳＶ」は単位時間当たりのガス空間速度を表し、反応時の温度および圧力における供給ガスの体積速度（ｍ³／ｈｒ）を水素化反応器の体積（ｍ³）で除したものであり、単位はｈｒ^-1である。このときの水素化反応器の体積は、触媒を充填しない空体積である。
【００３８】
水素化反応器では水素化触媒の種類及び量を適切に選定することにより、水素化反応後のガス中の水素濃度をほぼ０にすることもできる。この場合、除去される水素量は重合反応器中の水素濃度と通過ガス量との積となるので、容易に通過ガス量を設定できる。水素化反応器及び後述するように水素化反応器の前段に設置されるフィルターの内容積が比較的大きい場合には、水素化反応器を重合反応器及び混合器に接続する前に、重合反応器及び混合器内のガス組成と同一組成のガスで水素化反応器及びフィルター内部を加圧し、ほぼ重合反応器及び混合器と同じ圧力に達してから、重合反応器及び混合器に接続すれば、円滑に運転を開始することができる。
【００３９】
水素化反応温度は特に制限はないが、通常２０〜９０℃、好ましくは５０〜７０℃程度である。水素化反応圧力も特に制限されないが、通常重合圧力とほぼ同じであり、大気圧〜１５０ｋｇ／ｃｍ²ｆ、好ましくは２〜７０ｋｇ／ｃｍ²ｆ、更に好ましくは１０〜２０ｋｇ／ｃｍ²ｆである。これらの条件は、触媒中でホットスポットを形成したり、不均化反応等が発生したりせず、所定の水素濃度となるよう制御される。
【００４０】
所定の値まで水素濃度が低下した水素化処理後の循環ガスは、前記重合反応器の少なくとも一つに供給される。好ましくは、一方の重合反応器は水素濃度が高くてコモノマー種類が少なく、他方は水素濃度が低くてコモノマー種類が多い場合は、水素濃度が低くコモノマー種類の多い重合反応器にガスを循環させる。また、一方の重合反応器で水素濃度が高い条件で単独重合体を製造し、他方の重合反応器で水素濃度の低い条件で共重合体を製造する場合は、共重合体を製造する重合反応器へガスを供給する。
【００４１】
水素化反応器の操作を停止する場合は、重合反応器及び混合器との接続を断ち、水素化反応器内のガスを系外に排出し、更に必要ならば、窒素ガスで内部を微加圧状態にする。
【００４２】
尚、混合器から水素化反応器に供給されるガスにはポリマーが微粉状態で含まれているため、この微粉を同伴したガスを水素化反応器に通した時、水素化触媒の温度がポリマーの融点よりも部分的に高ければ、その部分に微粉が溶融、被覆して触媒活性が低下する恐れがある。このため、本発明においては、重合反応器と水素化反応器との間、即ち重合反応器から抜き出されたガスを水素化反応器に導入するための経路の途中に、微粉を除去するためのフィルターを設置し、水素化反応器に通す前のガスをフィルターで濾過することによりガス中に含まれる微粉製品を除去することが望ましい。
【００４３】
本発明の方法によって混合器と重合反応器との間の循環ガスを水素化反応器に通すことにより、循環ガスの水素濃度を迅速に低下させることができる。また、フィルターによりオレフィンポリマーの微粉を濾過することにより、水素化反応器内の水素化触媒の温度がポリオレフィンの融点よりも部分的に高くても微粉の融着による触媒活性の低下の恐れはない。
【００４４】
（４）本発明の装置例
本発明のパラレル重合装置の一例の概略図を図１に示す。図中、１は重合反応器−１、２は重合反応器−２、３は混合器（ホッパー）、４は水素化反応器（水添ドラム）、５は二軸押出機である。６は二軸押出機のモーター、７はカッターである。８はフロー１、９はフロー２、１０はフロー３、１１はフロー４である。
【００４５】
ここで、重合反応器−１にモノマー及び触媒等を仕込んで重合し、重合後のガスをフロー１を通してホッパー３へ供給する。同様に、重合反応器−２にモノマー及び触媒等を仕込んで重合し、重合後のポリマーを含むガスをフロー２を通してホッパー３へ供給する。
【００４６】
ホッパーで混合され、気固分離により得られたポリマーは、カッターを付設した二軸押出機５へ供給され、造粒（ペレタイズ）して製品化される。ホッパー内のガスは、その少なくとも一部を抜き出してフロー３を通して水添ドラム４へ供給し、水素化処理を行う。水素化処理後のガスは、フロー４を通して重合反応器−１へ再び供給される。こうして重合反応器内のガスを、水素濃度を調節しつつ重合反応器と混合器と水素化反応器との間で循環させることができる。
【００４７】
【実施例】
以下に、本発明の実施例を説明する。
【００４８】
【実施例１】
図１に示した製造設備を用いて気相重合を行い、所望のポリマーを生産した。すなわち、重合反応器−１及び重合反応器−２に、各々異なる比率でエチレンとヘキセン−１とを仕込み、各々独立にポリマーを製造した。
【００４９】
重合終了後、各重合反応器から抜き出されたポリマーを含む抜き出しパウダーを、ホッパー３に供給して混合、気固分離を行った。分離されたパウダーは二軸押出機５により混練した後、ペレタイズして製品とした。各重合反応器で得られるポリマーは表１の通りである。
【００５０】
分離された気相（ガス）はブロアーにより水素化反応器（水添ドラム）４に供給して水素化処理し、重合反応器−１に循環させた。各工程（フロー１〜４）における組成は表２の通りであった。尚、水素化反応器で用いた触媒はＰｄ／Ａｌ₂Ｏ₃であった。
【００５１】
【表１】

【００５２】
【表２】

【００５３】
【実施例２】
実施例１において、反応器−１で製造するポリマーの密度を０．９０５g/cm³、反応器−２で製造するポリマーの密度を０．９４０g/cm³となるよう製造条件を変更した以外は実施例１と同様にしてポリマーを製造した。その結果を表３に示す。
【００５４】
【表３】

【００５５】
【比較例１】
実施例１〜２において、水素化処理を実施せずにパラレル重合を行ったところ、ホッパーガスの半分近くを廃棄する必要があり、モノマーロスが過大であった。
【００５６】
【発明の効果】
本発明のパラレル重合法によれば、各重合反応器に気液、気固分離ドラムやフラッシュドラムを設置したり蒸留等の設備を設置したりすることなく、簡便且つ経済的な装置で重合を実施することができる。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明のパラレル重合装置の一例を示す概略図である。
【符号の説明】
１・・・重合反応器−１
２・・・重合反応器−２
３・・・ホッパー
４・・・水添ドラム
５・・・二軸押出機
６・・・モーター
７・・・カッター
８・・・フロー１
９・・・フロー２
１０・・・フロー３
１１・・・フロー４
Ｘ・・・モノマー、触媒等
Ｙ・・・製品[0001]
BACKGROUND OF THE INVENTION
The present invention relates to a parallel polymerization method in which polymers are produced in parallel in a plurality of polymerization reactors and then mixed to obtain a product having target physical properties, and more specifically, a process of hydrotreating a circulating gas The present invention relates to a simple and economical parallel polymerization method and parallel polymerization apparatus.
[0002]
[Prior art]
With the recent diversification of the plastics field, the required product properties of plastics are also diversified. Under such circumstances, it may not be possible to achieve target product properties by single-stage polymerization or continuous multi-stage polymerization. In this case, a method of dry blending or melt blending resins manufactured completely separately, a method of performing parallel polymerization, and the like are known.
[0003]
The dry blend method is a method of mixing the pellets that have been individually pelletized or packaged, and therefore requires unnecessary labor and energy to produce the target product, which tends to increase costs. Not suitable for mass-produced products.
[0004]
On the other hand, as a method of obtaining mass-produced products, parallel production is possible in which products having different physical properties are produced in individual polymerization reactors, mixed with a mixer such as a hopper or mixing drum, and then pelletized or packaged. A polymerization method was known. In this case, unreacted monomers (including comonomers), and in the case of liquid phase polymerization, the solvent is common to each polymerization reactor, or one monomer type is the same as or less than the other monomer type and the polymerization reactor When the hydrogen concentration is the same or lower than the other, such a mixer such as a hopper or drum can be used as a gas-liquid, gas-solid separation drum or flash drum at the same time, and the separated gas can be circulated to the polymerization reactor. Since there is no problem, it is possible to use these mixers as a common separation drum or flash drum for each polymerization reactor, and it is economical because it can be used in common even if there are multiple polymerization reactors. .
[0005]
However, in other cases, for example, the hydrogen concentration in one polymerization reactor is high and the number of comonomer types is small, whereas the hydrogen concentration in the other polymerization reactor is low and the number of comonomer types is large. When a homopolymer is produced under high conditions and a copolymer is produced under low hydrogen concentration in the other polymerization reactor, unreacted monomers and hydrogen discharged from each polymerization reactor When the mixture is mixed and introduced into the polymerization reactor as a circulating gas, the polymerization conditions in the polymerization reactor may change. For this reason, since such unreacted monomer and hydrogen cannot be used as a circulating gas as they are, it is necessary to previously install a gas-liquid separation drum, a gas-solid separation drum, a flash drum, etc. for each polymerization reactor. Further, depending on the permissible level of each comonomer or hydrogen, it may be necessary to purge the circulating gas with an inert gas or the like, or to separate the circulating gas or a mixture thereof by distillation.
[0006]
In particular, it is not easy to separate hydrogen from other volatile components, which tends to increase costs. In the control of the hydrogen concentration, it was easy to increase the hydrogen concentration, but it was not easy to decrease it.
[0007]
[Problems to be solved by the invention]
The present invention relates to a parallel polymerization method in which polymers having different physical properties are produced in parallel in a plurality of polymerization reactors and then mixed in a common mixer to obtain a product having desired physical properties. It is another object of the present invention to provide a method and apparatus that can be carried out with a simple and economical apparatus without installing a gas-liquid, gas-solid separation drum or flash drum, or without installing facilities such as distillation.
[0008]
[Means for Solving the Problems]
In the parallel polymerization method, the inventors pass the circulating gas between the mixer and the polymerization reactor through the hydrogenation reactor to efficiently control the hydrogen concentration in the gas, in particular, the hydrogen concentration is efficiently controlled. By reducing, it becomes possible to use the mixer as a gas-liquid, gas-solid separation drum or flash drum at the same time, and found that such a mixer can be shared as a separation drum or flash drum common to each polymerization reactor, The present invention has been completed.
[0009]
That is, the present invention includes a step of polymerizing an olefin in the presence of a gas containing hydrogen in a plurality of polymerization reactors installed in parallel to each other, and an olefin polymer obtained in each polymerization reactor as the gas. And at the same time, extracting at least a part of the gas in the mixer, and then adding hydrogen in the extracted gas to the olefin to hydrogenate the gas. After the treatment, a parallel polymerization method is provided, wherein the hydrogenated gas is supplied again to at least one of the polymerization reactors.
[0010]
Further, the present invention is for mixing a plurality of polymerization reactors installed in parallel with each other for polymerizing olefins in the presence of a gas containing hydrogen, and olefin polymers obtained in the respective polymerization reactors. And a hydrogenation reactor for hydrotreating the gas by adding hydrogen in the gas extracted from the mixer to the olefin, and the hydrogenation reactor is at least one of the polymerization reactors. And the gas extracted from the mixer is introduced into a hydrogenation reactor and hydrotreated, and the gas after the hydrotreatment is supplied to at least one of the polymerization reactors. The present invention provides a parallel polymerization apparatus characterized in that it is circulated to reduce the hydrogen concentration in the circulating gas.
[0011]
The present invention relates to a parallel polymerization method, particularly when one is high in hydrogen concentration and few comonomer types and the other is low in hydrogen concentration and many comonomer types, or in one polymerization reactor under high hydrogen concentration conditions. For example, when the other polymerization reactor is used to produce a copolymer under low hydrogen concentration, each polymerization reactor is equipped with a gas-liquid, gas-solid separation drum, flash drum, or other equipment such as distillation. This is a method that can be carried out with a simple and economical apparatus without installation.
[0012]
In the parallel polymerization method of the present invention, the polymerization form may be any of gas phase polymerization, bulk polymerization, solution polymerization, and suspension polymerization, and different polymerization forms are adopted in a plurality of polymerization reactors. It may be.
[0013]
DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION
Embodiments of the present invention will be described below.
The method of the present invention can be applied to any of gas phase polymerization, bulk polymerization, solution polymerization, and suspension polymerization. Since there is no difference, it will be explained without distinction unless otherwise specified.
[0014]
The parallel polymerization method of the present invention comprises a polymerization step of polymerizing olefins in the presence of a gas containing hydrogen in a plurality of polymerization reactors installed in parallel to each other, and an olefin polymer obtained in each polymerization reactor A mixing step of introducing a gas into the mixer together with the gas, and a circulation step of circulating the gas by extracting at least a part of the gas in the mixer and supplying it again to at least one of the polymerization reactors. including. And connecting a hydrogenation reactor for adding hydrogen to the olefin and performing a hydrogenation treatment between at least one of the polymerization reactors and a mixer, and passing the circulating gas through the hydrogenation reactor. After adding hydrogen in the olefin, the hydrogenated gas is again supplied to at least one of the polymerization reactors to reduce the hydrogen concentration in the circulating gas.
[0015]
(1) Polymerization process The polymerization reactor used in the polymerization process of the present invention is a batch type polymerization reactor as long as it can polymerize olefins in the presence of a gas phase (gas) containing hydrogen. However, it may be a continuous polymerization reactor (single stage or multistage polymerization reactor). In general, examples of the polymerization method performed in the presence of a gas phase containing hydrogen include bulk polymerization, solution polymerization, suspension polymerization, gas phase polymerization, and the parallel polymerization method of the present invention is any of these polymerization methods. May be adopted.
[0016]
In the present invention, a plurality of such polymerization reactors are used and installed in parallel with each other, and the olefin is polymerized in the presence of a gas containing hydrogen in each polymerization reactor. In this case, hydrogen is contained in the gas phase (gas), but in the gas phase polymerization, the hydrogen concentration range in the gas is 5% or less, preferably 2% or less. Even if the hydrogen concentration is higher than 5%, there is no particular problem in carrying out the method of the present invention. However, the concentration of olefin hydride (for example, ethane, propane) produced in the polymerization reactor is increased, and as a result, Since it will be necessary to extract out of a system, it is not preferable that it is too high.
[0017]
In liquid phase polymerization, hydrogen in the gas phase is 10% or less, preferably 2% or less. When the polymerization is carried out using a metallocene catalyst, the hydrogen concentration in the gas phase is 0.1% or less, preferably 0.01% or less in the gas phase polymerization, and 1% or less, preferably 0.2% in the liquid phase polymerization. % Or less.
[0018]
In the method of the present invention, depending on the polymerization method, other polymerization conditions, etc., the hydrogen concentration of the circulating gas can be quickly adjusted so that the hydrogen concentration in the polymerization reactor maintains the above range.
[0019]
In the present invention, the polymer produced in the polymerization reactor may be a homopolymer or a copolymer. Examples of the olefin to be polymerized include ethylene, propylene, 1-butene, 1-pentene, 1-hexene, 1-octene, 1-decene, 4-methyl-1-pentene, 3-methyl-1-pentene, styrene, and butadiene. , Isoprene, 1,4-hexadiene, dicyclopentadiene, 5-ethylidene-2-norbornene and the like, which are determined depending on the type of the desired polymer product. That is, as a homopolymer product, for example, polyethylene, polypropylene, polybutene, etc., and as a copolymer product, a copolymer of polyethylene, homopolypropylene or random polypropylene and other monomers, so-called EPR (ethylene-propylene rubber), PER (propylene) -Ethylene rubber), block copolymers with PBR (propylene-butene rubber), etc., the monomers used in the polymerization step of the present invention are ethylene, propylene, 1-butene, 1-pentene. 3-methyl-1-butene, 1-hexene, 4-methyl-1-pentene and the like are preferable.
[0020]
The polymerization temperature varies depending on the kind of monomer, the molecular weight of the product, etc., but it is not higher than the melting point of the olefin polymer, preferably 10 ° C. or more lower than the melting point, more preferably about room temperature to 200 ° C., particularly preferably 40 to 160. It is about ℃, most preferably about 60-130 ℃. In order to maintain the polymerization temperature within this range, the polymerization system is cooled by a cooler. Other, polymerization pressure is atmospheric pressure ~150kg / cm ² or so, preferably 2~70kg / cm ² or so, more preferably 10-20 kg / cm ² approximately.
[0021]
As the polymerization catalyst, as disclosed in JP-B-60-45645, a transition metal catalyst, particularly a highly active transition metal catalyst component and an organometallic compound catalyst component of a Group 1 to Group 3 metal of the periodic table are used. A combined olefin polymerization catalyst can be suitably used. Among them, a highly active catalyst capable of producing an olefin polymer of about 5000 g or more, particularly about 8000 g or more per 1 mmol of transition metal is preferable.
[0022]
In the parallel polymerization method, the type of monomer component (olefin) and the polymerization conditions are usually different in each polymerization reactor. Specifically, when one polymerization reactor has the same or less monomer type and the same or less hydrogen concentration than the other polymerization reactor, one polymerization reactor has the same or less than the other polymerization reactor. When the hydrogen concentration is high and the number of monomer types is small, a homopolymer is produced under a condition where the hydrogen concentration is high in one polymerization reactor, and a copolymer is produced under a condition where the hydrogen concentration is lower in the other polymerization reactor Etc. In particular, when one of the polymerization reactors has a higher hydrogen concentration and fewer monomer types than the other polymerization reactor, or the one polymerization reactor produces a homopolymer under the condition of a higher hydrogen concentration, the other polymerization reactor The effect of the present invention is exhibited when the copolymer is produced in a reactor under conditions with a lower hydrogen concentration.
[0023]
When the types of copolymerization components are completely different between the respective polymerization reactors, the circulating gas cannot usually be shared, but if no undesirable reaction occurs even if mixed, the conversion rate of the copolymerization components is low. If you can use it all hydrogenated, you can share the circulating gas.
[0024]
(2) Mixing Step In the parallel polymerization method of the present invention, the polymer produced in each polymerization reactor is introduced into the mixer together with a gas containing hydrogen, olefin and the like. The mixer may or may not have functions such as kneading, kneading, and dispersing, or may be a storage facility that only has a function of storing two or more powders simultaneously. In addition, a storage facility having only such a storage function is provided, and further, a facility having functions such as kneading, kneading, and dispersion is arranged in the subsequent stage, and only mixing and / or gas-solid separation is performed once in the storage facility. Thereafter, kneading, kneading, dispersion, and the like may be performed at a later stage.
[0025]
As the storage facility, any hopper, drum, etc. may be used as long as it can be stored, but since the main component in the gas is a combustible material such as olefin, an airtight one is preferably used, and generally a pressure vessel Is used.
[0026]
When employing equipment having functions such as kneading, kneading, and dispersing, either a batch type or a continuous type may be used as necessary, and can be appropriately selected from the necessity of productivity and the like. The equipment having functions such as kneading, kneading, and dispersion includes screw type, arm type, blade type, ribbon type, paddle type stirring blade and shaft rotating type with stirring shaft, container rotating type with rotating container, air flow A mold or the like is used.
[0027]
A rotary shaft type is preferably used, and a combination of a storage hopper or drum and a single or twin screw extruder is more preferably used.
The kind and ratio of the polymer to be mixed and the mixing conditions can be appropriately selected according to the desired physical properties of the product.
[0028]
The polymer blend obtained by mixing in this way is taken out from the mixer and can be made into a desired product by passing through drying, granulation processes and the like by a known method.
[0029]
(3) Circulation step At least a part of the gas introduced into the mixer is extracted and supplied to the polymerization reactor again, and this is repeated to circulate the gas.
[0030]
At that time, hydrogen in the gas extracted from the mixer is added to the olefin to hydrotreat the gas. In order to perform the hydrogenation treatment, a hydrogenation reactor that is capable of performing the hydrogenation treatment by, for example, charging a hydrogenation catalyst, is connected to the mixer, and at least a part of the gas in the mixer, That is, after all or a part is extracted and subjected to a hydrogenation treatment through a hydrogenation reactor, a part or all of the gas after the hydrogenation treatment may be returned to the polymerization reactor and circulated.
[0031]
The gas extracted from the mixer contains hydrogen, olefin, and the like, and hydrogen in the gas introduced into the hydrogenation reactor can be lost or significantly reduced by adding to the olefin. By returning the gas having a reduced hydrogen concentration to the polymerization reactor again, the hydrogen concentration of the circulating gas can be quickly reduced, and the gas can be circulated from the mixer to the polymerization reactor without any problem.
[0032]
If the extracted gas contains a large amount of condensed components, the condensed components may be separated by cooling in advance with a heat exchanger or the like before the hydrogenation treatment, and only the residual gas may be hydrogenated. The condensed components thus separated are usually returned to the polymerization reactor, but a part or all of them may be taken out of the polymerization system as necessary.
[0033]
In this hydrogenation reactor, a small amount of hydrogen reacts with excess olefin to produce olefin hydrides such as ethane and propane, so that the hydrogen in the gas is consumed, and as a result, the hydrogen concentration in the circulating gas is reduced. Can be reduced. In this case, part or all of the gas after passing through the hydrogenation reactor is returned to the polymerization reactor and connected so that it can be circulated.
[0034]
The hydrogenation reactor used for such a hydrogenation process only needs to be able to hydrogenate the olefin in the gas extracted from the polymerization reactor. For example, the reaction may be performed only by setting the reaction temperature, etc. Has been. The hydrogenation catalyst used in the hydrogenation reactor basically has high hydrogenation performance, has a hardness that is not pulverized by impact during filling or gas circulation, and has side reactions such as dimerization. It is necessary to satisfy the conditions such as not to wake up. If the hydrogenation catalyst enters the polymerization reactor due to pulverization or the like, the polymerization reaction conditions such as the polymer product, the polymerization catalyst, and the hydrogen concentration may be affected or affected. In the worst case, the hydrogenation reaction always takes place in the polymerization reactor, and the hydrogen concentration cannot be controlled. Moreover, mixing in the product is not preferable in terms of product quality.
[0035]
Examples of the hydrogenation catalyst satisfying these conditions include so-called solid catalysts, for example, metal-supported catalysts having Pt or Pd as a supported metal and SiO ₂ or Al ₂ O ₃ or a mixture thereof as a support, copper-chromium. -A metal catalyst in which barium-manganese is supported on silica or alumina, or a copper catalyst in which copper is supported on silica. Pd / Al ₂ O ₃ , Pd / SiO ₂ .Al ₂ O ₃ , Pd / SiO ₂ , Pt / Al ₂ O _{3 and the} like are preferable, and Pd / Al ₂ O ₃ is particularly preferable.
[0036]
Pd / Al ₂ O ₃ is particularly preferable because the reaction proceeds relatively mildly, the selectivity is high, the activity is high (can be used at a low hydrogen concentration), and the life is long. by.
[0037]
The basic method for controlling the hydrogen concentration of the circulating gas is to control the amount of gas passing through the hydrogenation reactor. When the hydrogen concentration is controlled to a constant value, the passing gas amount is set so that the same amount as hydrogen in the gas introduced from the mixer undergoes an addition reaction. If necessary, the amount of gas passing through the hydrogenation reactor can be set within an appropriate range while supplying a slight amount of hydrogen to the mixer. The appropriate range here is a range that can be controlled in process design, and changes depending on the design flow rate. Therefore, although there is no restriction | limiting in particular in the suitable range of passage gas amount, Generally GHSV is 1000-50, Preferably it is about 500-100. Here, "GHSV" represents the gas space velocity per unit time, which volume velocity of the feed gas at the temperature and pressure of the reaction the (m ³ / hr) obtained by dividing the hydrogenation reactor volume (m ³⁾ And the unit is hr ⁻¹ . The volume of the hydrogenation reactor at this time is an empty volume that does not fill the catalyst.
[0038]
In the hydrogenation reactor, the hydrogen concentration in the gas after the hydrogenation reaction can be made substantially zero by appropriately selecting the type and amount of the hydrogenation catalyst. In this case, the amount of hydrogen to be removed is the product of the hydrogen concentration in the polymerization reactor and the amount of passing gas, so that the amount of passing gas can be easily set. When the internal volume of the hydrogenation reactor and the filter installed in the front stage of the hydrogenation reactor as described later is relatively large, the polymerization reaction is performed before connecting the hydrogenation reactor to the polymerization reactor and the mixer. Pressurize the hydrogenation reactor and the filter with the same gas composition as the gas composition in the reactor and the mixer, reach the same pressure as the polymerization reactor and the mixer, and then connect to the polymerization reactor and the mixer. Smooth operation can be started.
[0039]
Although there is no restriction | limiting in particular in hydrogenation reaction temperature, Usually, 20-90 degreeC, Preferably it is about 50-70 degreeC. Is not particularly limited hydrogenation reaction pressure is substantially the same as the ordinary polymerization pressure, atmospheric pressure ~150kg / cm ² f, is preferably 2~70kg / cm ² f, more preferably 10-20 kg / cm ² f . These conditions are controlled so that a predetermined hydrogen concentration is obtained without forming a hot spot in the catalyst or causing a disproportionation reaction.
[0040]
The circulating gas after the hydrogenation treatment in which the hydrogen concentration has decreased to a predetermined value is supplied to at least one of the polymerization reactors. Preferably, if one polymerization reactor has a high hydrogen concentration and few comonomer types, and the other has a low hydrogen concentration and many comonomer types, the gas is circulated through the polymerization reactor having a low hydrogen concentration and many comonomer types. In addition, when a homopolymer is produced in one polymerization reactor under high hydrogen concentration conditions and a copolymer is produced in the other polymerization reactor under low hydrogen concentration conditions, the polymerization reaction for producing the copolymer Supply gas to the vessel.
[0041]
When stopping the operation of the hydrogenation reactor, disconnect the polymerization reactor and the mixer, discharge the gas in the hydrogenation reactor to the outside of the system, and if necessary, slightly add the inside with nitrogen gas. Pressure is applied.
[0042]
Since the gas supplied from the mixer to the hydrogenation reactor contains a polymer in a fine powder state, when the gas accompanied by the fine powder is passed through the hydrogenation reactor, the temperature of the hydrogenation catalyst becomes the polymer. If the melting point is partially higher than the melting point, fine powder may melt and cover the part, and the catalytic activity may be reduced. For this reason, in the present invention, in order to remove fine powder between the polymerization reactor and the hydrogenation reactor, that is, in the middle of the path for introducing the gas extracted from the polymerization reactor into the hydrogenation reactor. It is desirable to remove the fine powder product contained in the gas by installing the filter and filtering the gas before passing through the hydrogenation reactor.
[0043]
By passing the circulating gas between the mixer and the polymerization reactor through the hydrogenation reactor according to the method of the present invention, the hydrogen concentration of the circulating gas can be rapidly reduced. In addition, by filtering the fine powder of the olefin polymer with a filter, there is no risk of the catalyst activity being reduced due to the fusion of the fine powder even if the temperature of the hydrogenation catalyst in the hydrogenation reactor is partially higher than the melting point of the polyolefin. .
[0044]
(4) Apparatus Example of the Present Invention FIG. 1 shows a schematic diagram of an example of the parallel polymerization apparatus of the present invention. In the figure, 1 is a polymerization reactor-1, 1 is a polymerization reactor-2, 3 is a mixer (hopper), 4 is a hydrogenation reactor (hydrogenated drum), and 5 is a twin screw extruder. 6 is a motor of a twin screw extruder, and 7 is a cutter. 8 is flow 1, 9 is

flow

2, 10 is flow 3, and 11 is flow 4.
[0045]
Here, the polymerization reactor 1 is charged with a monomer, a catalyst, and the like and polymerized, and the polymerized gas is supplied to the hopper 3 through the flow 1. Similarly, a monomer, a catalyst, and the like are charged into the polymerization reactor-2 for polymerization, and a gas containing the polymer after polymerization is supplied to the hopper 3 through the flow 2.
[0046]
The polymer mixed by the hopper and obtained by gas-solid separation is supplied to the twin-screw extruder 5 provided with a cutter, and granulated (pelletized) to produce a product. At least a part of the gas in the hopper is extracted and supplied to the hydrogenation drum 4 through the flow 3 to perform a hydrogenation process. The gas after the hydrotreatment is supplied again to the polymerization reactor-1 through the flow 4. Thus, the gas in the polymerization reactor can be circulated among the polymerization reactor, the mixer and the hydrogenation reactor while adjusting the hydrogen concentration.
[0047]
【Example】
Examples of the present invention will be described below.
[0048]
[Example 1]
Gas phase polymerization was performed using the production facility shown in FIG. 1 to produce a desired polymer. That is, ethylene and hexene-1 were charged into polymerization reactor-1 and polymerization reactor-2 at different ratios, respectively, and polymers were produced independently.
[0049]
After completion of the polymerization, the extracted powder containing the polymer extracted from each polymerization reactor was supplied to the hopper 3 for mixing and gas-solid separation. The separated powder was kneaded by the twin-screw extruder 5 and then pelletized to obtain a product. Table 1 shows the polymers obtained in each polymerization reactor.
[0050]
The separated gas phase (gas) was supplied to a hydrogenation reactor (hydrogenated drum) 4 by a blower, subjected to a hydrogenation treatment, and circulated to the polymerization reactor-1. The composition in each step (flows 1 to 4) was as shown in Table 2. The catalyst used in the hydrogenation reactor was Pd / Al ₂ O ₃ .
[0051]
[Table 1]

[0052]
[Table 2]

[0053]
[Example 2]
In Example 1, the reactor -1 0.905 g / cm ³ density of the polymer produced in, except that the density of the polymer produced in the reactor -2 changed the way production conditions to be 0.940 g / cm ³ A polymer was produced in the same manner as in Example 1. The results are shown in Table 3.
[0054]
[Table 3]

[0055]
[Comparative Example 1]
In Examples 1 and 2, when parallel polymerization was performed without carrying out the hydrogenation treatment, it was necessary to discard nearly half of the hopper gas, and the monomer loss was excessive.
[0056]
【The invention's effect】
According to the parallel polymerization method of the present invention, polymerization can be carried out with a simple and economical apparatus without installing a gas-liquid, gas-solid separation drum, flash drum or equipment such as distillation in each polymerization reactor. Can be implemented.
[Brief description of the drawings]
FIG. 1 is a schematic view showing an example of a parallel polymerization apparatus of the present invention.
[Explanation of symbols]
1 ... Polymerization reactor-1
2 ... Polymerization reactor-2
3 ... Hopper 4 ... Hydrogenated drum 5 ... Twin screw extruder 6 ... Motor 7 ... Cutter 8 ... Flow 1
9 ... Flow 2
10 ... Flow 3
11 ... Flow 4
X ... Monomer, catalyst, etc. Y ... Product

Claims

A step of polymerizing olefins in the presence of a gas containing hydrogen in a plurality of polymerization reactors installed in parallel to each other, and introducing the olefin polymer obtained in each polymerization reactor into the mixer together with the gas. A parallel polymerization method including a step of extracting and mixing at least a part of the gas in the mixer, and then adding hydrogen in the extracted gas to an olefin to hydrotreat the gas, The parallel polymerization method is characterized in that the gas after the crystallization treatment is supplied again to at least one of the polymerization reactors.

The parallel polymerization method includes a step of copolymerizing two or more olefins as copolymerization components in the presence of a gas containing hydrogen in two polymerization reactors installed in parallel to each other, The hydrogen concentration in the gas in one of the two polymerization reactors is higher than the same concentration in the other, and the type of copolymer component in the one is less than the type of copolymer component in the other. The parallel polymerization method according to 1.

The parallel polymerization method includes a step of polymerizing an olefin in the presence of a gas containing hydrogen in two polymerization reactors installed in parallel to each other, wherein one of the two polymerization reactors is 2. The parallel weight according to claim 1, wherein one olefin is homopolymerized, the other is copolymerized with two or more olefins, and the hydrogen concentration in the gas in the one is higher than the same concentration in the other. legal.

The parallel polymerization method according to claim 1, wherein the polymerization reactor is a gas phase polymerization reactor.

The parallel polymerization method according to claim 4, wherein the hydrogen concentration range in the gas phase polymerization reactor is 5 vol% or less.

The parallel polymerization method according to claim 1, wherein hydrogen in the extracted gas is added to the olefin through a hydrogenation catalyst.

The parallel polymerization method according to claim 6, wherein the hydrogenation catalyst is a solid catalyst.

8. The parallel polymerization method according to claim 7, wherein the solid catalyst is a metal-supported catalyst having Pt or Pd as a supported metal and SiO ₂ or Al ₂ O ₃ or a mixture thereof as a support.

The parallel polymerization method according to claim 8, wherein the solid catalyst is Pd / Al ₂ O ₃ .

The parallel polymerization method according to claim 1, wherein the extracted gas is filtered through a filter to remove a fine powder product contained in the gas, and then hydrogen in the gas is added to an olefin to perform a hydrogenation treatment.

A plurality of polymerization reactors installed in parallel for polymerizing olefins in the presence of a gas containing hydrogen, a mixer for mixing the olefin polymers obtained in each polymerization reactor, A hydrogenation reactor for adding hydrogen in the gas extracted from the mixer to the olefin and hydrotreating the gas, and connecting the hydrogenation reactor to at least one of the polymerization reactors and the mixer The gas extracted from the mixer is introduced into the hydrogenation reactor and hydrotreated, and then supplied to at least one of the polymerization reactors to circulate the gas, thereby reducing the hydrogen concentration in the circulating gas. A parallel polymerization apparatus, wherein

The parallel polymerization apparatus according to claim 11, wherein the hydrogenation reactor is filled with a hydrogenation catalyst.

The parallel polymerization apparatus according to claim 12, wherein the hydrogenation catalyst is a solid catalyst.

The parallel polymerization apparatus according to claim 13, wherein the solid catalyst is a metal-supported catalyst having Pt or Pd as a supported metal and SiO ₂ or Al ₂ O ₃ or a mixture thereof as a support.

The parallel polymerization apparatus according to claim 14, wherein the solid catalyst is Pd / Al ₂ O ₃ .

The filter for removing the fine powder product contained in gas by filtering the gas before letting it pass through a hydrogenation reactor is connected between the mixer and the hydrogenation reactor. Parallel polymerization equipment.