CN117946380A - 一种聚醚多元醇的制备方法和装置 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种聚醚多元醇的制备方法和装置，涉及聚醚多元醇生产技术领域。该制备方法，包括以下步骤：将包括环氧烷烃和起始剂的原料加入至第一反应釜内进行反应，得物料；然后将所述物料送至第二反应釜中进行反应，再将所述第二反应釜中反应后的物料送至并联或串联的第一内盘管和第二内盘管中继续反应，生成所述聚醚多元醇；所述第一内盘管设置于第一反应釜内，所述第二内盘管设置于第二反应釜内；一种聚醚多元醇的制备装置，包括串联的第一反应釜和第二反应釜、第一内盘管和第二内盘管；该装置利用两台串联的反应釜和在反应釜中设置内盘管，可以保证物料具有足够的停留时间和反应转化率，并降低设备总投资。
Description
技术领域
本发明涉及聚醚多元醇生产技术领域，具体而言，涉及一种聚醚多元醇的制备方法和装置。
背景技术
聚醚多元醇是制备聚氨酯的一种重要中间体，广泛应用于制备聚氨酯泡沫塑料，弹性体，涂料，胶粘剂，纤维，合成皮革以及铺面材料等品种。聚醚产量最大者为以甘油(丙三醇)作起始剂和环氧化物(一般是PO与EO并用)，通过改变PO和EO的加料方式(混合加或分开加)、加量比、加料次序等条件，生产出各种通用的聚醚多元醇。作为聚氨酯原料使用的聚醚类可采用各种方法制得。公知的方法主要分为间歇式方法和连续式方法。间歇式方法存在反应槽的容积效率差、制备时间容易变长等问题。连续制备方法的反应槽的容积效率高、制备时间也相对较短。
间歇工艺主要采用碱金属为催化剂用于氧化烯烃开环聚合制备聚醚多元醇。然而，环氧丙烷在碱金属作用下易发生异构化生成烯丙醇，烯丙醇作为起始剂进行环氧丙烷开环聚合得到单羟基不饱和聚醚，使聚醚多元醇的官能度变小，分子量分布变宽。这种单羟基不饱和聚醚会影响聚醚多元醇的性能，被认为是在制备聚氨酯泡沫时引起过早交联，在聚氨酯弹性体中引起超时交联而改变制品的性能。
双金属(或多金属)氰化络合物DMC是一种高效制备聚醚多元醇的催化剂。DMC催化剂全连续合成聚醚工艺是一种采用连续加入环氧烷烃化合物、起始剂及催化剂，连续导出聚醚产品的合成方法。该类催化剂具有活性高，用量为ppm(10-6)级，因此，不需要脱除催化剂的烦琐的后处理过程；该类催化剂不会使环氧丙烷发生异构化生成烯丙醇；同时，该类催化剂还可以制备高分子量，窄分子量分布的聚醚多元醇。常规法合成聚醚所用的小分子醇起始剂如甲醇、烯丙醇、丙二醇，丙三醇等，在一般的生产工艺中，容易引起DMC中毒，所以一般需要使用分子量几百的低分子量聚醚作为起始剂来引发环氧烷烃聚合。
CN113950501A公布了一种用于连续制备聚氧化烯多元醇的方法，本发明涉及制备聚氧化烯多元醇的方法，其包括在双金属氰化物(DMC)催化剂存在下将环氧烷加成到H-官能起始剂物质上，其中环氧烷以质量流量m(环氧烷)、H-官能起始剂物质以质量流量m(起始剂物质)和在分散介质中的双金属氰化物(DMC)催化剂以质量流量m(DMC)在反应过程中连续计量加入到具有反应体积V的反应器中，并从反应器中连续移除所得反应混合物，并且其中在稳态下由m(环氧烷)、m(起始剂物质)和m(DMC)组成的质量流量总和∑m与反应体积V的商大于或等于1200g/(h·L)。
CN103665366B公开了一种连续合成聚醚的方法，采用双釜双点方式连续进料，反应釜1，2串联，分别设一个进料点，其中反应釜1进料点连续加入起始剂、DMC催化剂和环氧烷烃化合物，合成出达到设计分子量的50％～99％的聚醚，然后物料由反应釜1连续导出到反应釜2，反应釜2中连续加入环氧烷烃化合物，合成达到设计分子量的聚醚。本发明方法所得产品既降低了高分子拖尾，又显著改善了低分子拖尾现象，具有窄的分子量分布。
CN103694465B公开了一种聚醚的连续合成方法，将低分子量聚醚加入反应釜中，并加入DMC催化剂，氮气置换后，通入环氧烷烃化合物，进行诱导反应，待压力明显下降、温度快速上升时表明DMC催化剂已被诱导；然后采用小分子醇为起始剂，环氧烷烃化合物与起始剂混合后连续加入反应釜中，同时DMC催化剂通过外循环管路连续加入，连续合成出聚醚产品。该合成方法所使用的起始剂价格低廉，所得聚醚产品的分子量范围宽，“构筑比”高，分子量分布窄。
CN113429557A公开了一种低粘度、窄分子量分布聚醚多元醇的连续化制备方法，该方法根据反应体系中催化剂的浓度和物料停留时间的不同选择适当的搅拌功率，在保证反应物转化率的条件下，使反应过程中催化剂的链转移速率大于分子间混合速率，既能充分保障装置的安全性，又能避免因混合效率过高导致的分子量分布变宽，产品达到分子量分布窄、粘度低的效果。
CN1310998C公布了一种聚醚类的连续制备方法，采用复合金属氰化物配位催化剂，精密制备分子量较高的聚醚类的方法。聚醚类的连续制备方法是在复合金属氰化物配位催化剂存在下，使烯化氧进行开环加成聚合反应来连续制备聚醚类的方法，该方法的特征是，在反应装置内实质上无气相部，采用多段搅拌混合槽的反应装置。
目前已经公布的专利，大多关注于连续法聚醚多元醇的粘度、分子量分布方面，而对工业化的连续化工艺过程及其相匹配的设备、装置能耗和反应转化率报道的甚少。
发明内容
为解决现有技术中聚醚多元醇生产制备过程中能耗高、流程复杂以及设备投资高的技术问题，本发明的目的之一在于提供一种聚醚多元醇的制备方法，该方法简化了目前的工艺流程，利用内盘管和物料自身的反应热来实现物料之间的换热，可以增大传热系数，增加反应转化率，降低残单含量，并降低总能耗。
本发明的目的之二在于提供一种聚醚多元醇的制备装置，该装置利用两台串联的反应器(反应釜)和在反应器(反应釜)中设置内盘管，可以保证物料具有足够的停留时间和反应转化率，并降低设备总投资。
为实现上述目的之一，本发明采取的技术方案如下：
一种聚醚多元醇的制备方法，包括以下步骤：
将包括环氧烷烃和起始剂的原料加入至第一反应釜内进行反应，得物料；然后将所述物料送至第二反应釜中进行反应，再将所述第二反应釜中反应后的物料送至并联或串联的第一内盘管和第二内盘管中继续反应，生成所述聚醚多元醇；
所述第一内盘管设置于第一反应釜内，所述第二内盘管设置于第二反应釜内。
在本发明的一些优选实施例中，所述环氧烷烃为环氧乙烷、环氧丙烷和环氧丁烷中的至少一种。
在本发明的一些优选实施例中，所述起始剂为聚醚多元醇，所述聚醚多元醇的起始物为丙三醇、丙二醇、叔丁醇和叔戊醇中的任意一种。
在本发明的一些优选实施例中，所述起始剂的重均分子量为50-1000g/mol。
在本发明的一些优选实施例中，所述起始剂的重均分子量为300-800g/mol。
在本发明的一些优选实施例中，以重量百分比计，所述环氧烷烃的总含量为70-90wt％；所述起始剂的含量为10-30wt％。这里需要说明的是，环氧烷烃的总含量可为但不限于70wt％、72wt％、74wt％、76wt％、78wt％、80wt％、82wt％、84wt％、86wt％、88wt％、90wt％。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一外循环泵的循环物料与所述原料的质量之比为(15-50):1。这里需要说明的是，所述第一外循环泵的循环物料与所述原料的质量之比可为但不限于15:1、18:1、20:1、22:1、25:1、28:1、30:1、32:1、35:1、38:1、40:1、42:1、45:1、48:1、50:1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一外循环泵的循环物料与所述原料的质量之比为(20-40):1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二外循环泵的循环物料与流入所述第二反应釜的物料的质量之比为(15-50):1。这里需要说明的是，所述第一外循环泵的循环物料与所述原料的质量之比可为但不限于15:1、18:1、20:1、22:1、25:1、28:1、30:1、32:1、35:1、38:1、40:1、42:1、45:1、48:1、50:1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二外循环泵的循环物料与流入所述第二反应釜的物料的质量之比为(20-40):1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一反应釜内的物料经第一循环换热器冷却后送回至第一反应釜内。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二反应釜内的物料经第二循环换热器冷却后送回至第二反应釜内。
在本发明的一些优选实施例中，泵循环量与所述原料的质量之比为(20-40):1。
在本发明的一些优选实施例中，泵循环量与所述原料的质量之比为(20-40):1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一反应釜的压力为0.2-0.5MPaG。这里需要说明的是，第一反应釜的压力可为但不限于0.2MPaG、0.3MPaG、0.4MPaG、0.5MPaG。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一反应釜的压力为0.3-0.4MPaG。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二反应釜的压力为0.2-0.5MPaG。这里需要说明的是，第二反应釜的压力可为但不限于0.2MPaG、0.3MPaG、0.4MPaG、0.5MPaG。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二反应釜的压力为0.28-0.38MPaG。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管和所述第二内盘管串联连接时，所述第二反应釜内的物料先送至所述第一内盘管，从所述第一内盘管流出后再送至所述第二内盘管中，然后从所述第二内盘管中流出。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管和所述第二内盘管串联连接时，所述第二反应釜内的物料先送至所述第二内盘管，从所述第二内盘管流出后再送至所述第一内盘管中，然后从所述第一内盘管中流出。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管和第二内盘管并联连接时，所述第二反应釜内的物料分为两股，分别送至所述第一内盘管和所述第二内盘管中，所述第一内盘管中流出的物料与所述第二内盘管中流出的物料汇合后一起流出。
为实现上述目的之二，本发明采取的技术方案如下：
一种聚醚多元醇的制备装置，用于进行上述的方法，包括：
串联的第一反应釜和第二反应釜；
第一内盘管，所述第一内盘管设置于所述第一反应釜内；
第二内盘管，所述第二内盘管设置于所述第二反应釜内；
所述第一内盘管和所述第二内盘管以串联方式或并联方式与所述第二反应釜的出料口连接。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一反应釜的底部开设有第一进料口，顶部开设有第一出料口。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二反应釜的底部开设有第二进料口，顶部开设有第二出料口。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管和所述第二内盘管串联连接时，所述第二出料口与所述第一内盘管的进料口连接，所述第一内盘管的出料口与所述第二内盘管的进料口连接。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管和所述第二内盘管串联连接时，所述第二出料口与所述第二内盘管的进料口连接，所述第二内盘管的出料口与所述第一内盘管的进料口连接。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管和第二内盘管并联连接时，所述第二出料口分别与所述第一内盘管的进料口和第二内盘管的进料口连接。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管的进料口位于所述第一反应釜的底部，所述第一内盘管的出料口位于所述第一反应釜的顶部侧壁处。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二内盘管的进料口位于所述第二反应釜的底部，所述第二内盘管的出料口位于所述第二反应釜的顶部侧壁处。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管和/或所述第二内盘管呈螺旋状结构。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一反应釜底部设置的第一循环出口与第一外循环换热器的物料入口连接，第一外循环换热器的物料出口与第一反应釜顶部设置的第一循环入口连接，连接所述第一循环出口与第一外循环换热器的物料入口的管路上设置有第一外循环泵。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二反应釜底部设置的第二循环出口与第二外循环换热器的物料入口连接，第二外循环换热器的物料出口与第二反应釜顶部设置的第二循环入口连接，连接所述第二循环出口与第二外循环换热器的物料入口的管路上设置有第二外循环泵。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一外循环换热器物料出口的温度为120-150℃。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一外循环换热器物料出口的温度为130-140℃。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二外循环换热器物料出口的温度为120-150℃。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二外循环换热器物料出口的温度为130-140℃。
这里需要说明的是，第一外循环换热器物料出口和第二外循环换热器物料出口的温度均可为但不限于120℃、125℃、130℃、135℃、140℃、145℃、150℃。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管的直径为25-300mm。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管的直径为40-200mm。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二内盘管的直径为25-300mm。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二内盘管的直径为40-200mm。
这里需要说明的是，第一内盘管和第二内盘管的直径均可为但不限于25mm、40mm、50mm、65mm、80mm、100mm、125mm、150mm、200mm、250mm、300mm。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管的螺距与直径的比值为(1-5):1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管的螺距与直径的比值为(1.25-2):1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二内盘管的螺距与直径的比值为(1-5):1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二内盘管的螺距与直径的比值为(1.25-2):1。
这里需要说明的是，第一内盘管和第二内盘管的螺距与直径的比值均可为但不限于1:1、2:1、3:1、4:1、5:1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管的轮径与所述第一反应釜的直径的比值为(0.4-0.95):1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一内盘管的轮径与所述第一反应釜的直径的比值为(0.5-0.85):1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二内盘管的轮径与所述第二反应釜的直径的比值为(0.4-0.95):1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第二内盘管的轮径与所述第二反应釜的直径的比值为(0.5-0.85):1。
这里需要说明的是，第一内盘管的轮径和第二内盘管的轮径与反应釜的直径的比值均可为但不限于0.4:1、0.5:1、0.6:1、0.7:1、0.8:1、0.9:1、0.95:1。
在本发明的一些优选实施例中，所述第一反应釜和/或第二反应釜内还设置有夹套和/或搅拌器。
相对于现有技术，本申请的实施例至少具有如下优点或有益效果：
1、本发明提供的一种聚醚多元醇的制备方法，利用内盘管和物料自身的反应热来实现物料之间的换热，可以增大传热系数，增加反应转化率，降低残单含量，并降低总能耗。
2、本发明提供的一种聚醚多元醇的制备装置，该装置利用两台串联的反应器(反应釜)和在反应器(反应釜)中设置内盘管，可以保证物料具有足够的停留时间和反应转化率，并降低设备总投资。
附图说明
为了更清楚地说明本申请实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本申请的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。
图1为本发明实施例1的结构示意图；
图2为本发明实施例9的结构示意图；
图3为本发明实施例10的结构示意图；
图4为本发明对比例1的结构示意图。
图标：100-第一反应釜，101-第一进料口，102-第一出料口，103-第一内盘管，1031-第一内盘管进料口，1032-第一内盘管出料口，104-第一外循环泵，1041-第一循环泵进料口，105-第一外循环换热器，200-第二反应釜，201-第二出料口，202-第二内盘管，2021-第二内盘管进料口，2022-第二内盘管出料口，203-第二外循环泵，2031-第二循环泵进料口，204-第二外循环换热器，205-第二进料口，300-第三反应釜，301-第三出料口，302-第三外循环泵，3021-第三循环泵进料口，303-第三外循环换热器。
具体实施方式
为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。
需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合，下面将参考具体实施例来详细说明本发明。
图1的工作原理为：将包含环氧烷烃和起始剂的反应原料自第一反应釜100底部的第一进料口101进入第一反应釜100，搅拌混匀，充分反应、传热；反应后的物料从第一反应釜100顶部的第一出料口102流出后从第二反应釜200底部的第二进料口205进入第二反应釜200内，物料在第二反应釜200内继续搅拌混匀、反应、传热；反应后的物料从第二反应釜200顶部的第二出料口201流出。第二反应釜200顶部流出的物流分为两股，第一股物流从第二内盘管进料口2021送至第二内盘管202内，与第二反应釜200内物料充分换热和反应后从第二内盘管出料口2022流出，第二股物流从第一内盘管进料口1031送至第一内盘管103内，与第一反应釜100内物料充分换热和反应后从第一内盘管出料口1032流出；第二内盘管流出物流和第一内盘管流出物流合并后，送至下游工序进行后处理精制，得到聚醚多元醇产品，其中后处理包括进一步脱单、换热、过滤、储存等步骤。
第一反应釜100釜底出料物流通过第一循环泵进料口1041进入第一外循环泵104，再经第一外循环换热器105进行冷却，冷却后的物流循环至第一反应釜100。这里需要说明的是，釜底排出的物流与釜顶排出的物流相同，通过外循环泵一方面是来控制釜内物料的充分混合，另一方面是及时撤走釜内反应放出的热量。
第二反应釜200釜底出料物流通过第二循环泵进料口2031流入第二外循环泵203，再经第二外循环换热器204进行冷却，冷却后的物流循环至第二反应釜200，强化反应釜内物料的混合(第一和第二反应釜内均设置有搅拌器，搅拌器的转速控制在100-150rpm/min)和控制釜内物料温度。
图2的工作原理为：将包含环氧烷烃和起始剂的反应原料自第一反应釜100底部的第一进料口101进入第一反应釜100，搅拌混匀，充分反应、传热；反应后的物料从第一反应釜100顶部的第一出料口102流出后从第二反应釜200底部的第二进料口205进入第二反应釜200内，物料在第二反应釜200内继续搅拌混匀、反应、传热；反应后的物料从第二反应釜200顶部的第二出料口201流出。第二反应釜200顶部流出的物流送至第一内盘管103，与第一反应釜100内物料充分换热和反应后从第一内盘管出料口1032流出；再将第一内盘管出口物料送至第二内盘管202，与第二反应釜200内物料充分换热和反应后从第二内盘管202流出；第二内盘管流出物流送至下游工序进行后处理，得到聚醚多元醇产品，其中后处理包括进一步脱单、换热、过滤、储存等步骤。
第一反应釜100釜底出料物流通过第一循环泵进料口1041进入第一外循环泵104，再经第一外循环换热器105进行冷却，冷却后的物流循环至第一反应釜100。
第二反应釜200釜底出料物流通过第二循环泵进料口2031流入第二外循环泵203，再经第二外循环换热器204进行冷却，冷却后的物流循环至第二反应釜200，强化反应釜内物料的混合(第一和第二反应釜内均设置有搅拌器，搅拌器的转速控制在100-150rpm/min)和控制釜内物料温度。
图3的工作原理为：将包含环氧烷烃和起始剂的反应原料自第一反应釜100底部的第一进料口101进入第一反应釜100，搅拌混匀，充分反应、传热；反应后的物料从第一反应釜100顶部的第一出料口102流出后从第二反应釜200底部的第二进料口205进入第二反应釜200内，物料在第二反应釜200内继续搅拌混匀、反应、传热；反应后的物料从第二反应釜200顶部的第二出料口201流出。第二反应釜200顶部流出的物流从第二内盘管进料口2021送至第二内盘管202，与第二反应釜200内物料充分换热和反应后从第二内盘管出料口2022流出；将第二内盘管出口物料从第一内盘管进料口1031送至第一内盘管103，与第一反应釜100内物料充分换热和反应后从第一内盘管出料口1032流出；第二内盘管流出物流送至下游工序进行后处理，得到聚醚多元醇产品，其中后处理包括进一步脱单、换热、过滤、储存等步骤。
第一反应釜100釜底出料物流通过第一循环泵进料口1041进入第一外循环泵104，再经第一外循环换热器105进行冷却，冷却后的物流循环至第一反应釜100。
第二反应釜200釜底出料物流通过第二循环泵进料口2031流入第二外循环泵203，再经第二外循环换热器204进行冷却，冷却后的物流循环至第二反应釜200，强化反应釜内物料的混合(第一和第二反应釜内均设置有搅拌器，搅拌器的转速控制在100-150rpm/min)和控制釜内物料温度。
图4的工作原理为：将包含环氧烷烃和起始剂的反应原料自第一反应釜100底部的第一进料口101进入第一反应釜100，搅拌混匀，充分反应、传热；反应后的物料从第一反应釜100顶部的第一出料口102流出后从第二反应釜200底部的第二进料口205进入第二反应釜200内，物料在第二反应釜200内继续搅拌混匀、反应、传热；反应后的物料从第二反应釜200顶部的第二出料口201流出后从第三反应釜300底部的第三进料口进入第三反应釜300内，物料在第三反应釜300内继续搅拌混匀、反应、传热后自第三反应釜300顶部的第三出料口301流出。第三反应釜300顶部流出的物流送至下游工序进行后处理，得到聚醚多元醇产品，其中后处理包括进一步脱单、换热、过滤、储存等步骤。
第一反应釜100釜底出料物流通过第一循环泵进料口1041进入第一外循环泵104，再经第一外循环换热器105进行冷却，冷却后的物流循环至第一反应釜100。
第二反应釜200釜底出料物流通过第二循环泵进料口2031流入第二外循环泵203，再经第二外循环换热器204进行冷却，冷却后的物流循环至第二反应釜200，强化反应釜内物料的混合和控制釜内物料温度。
第三反应釜300釜底出料物流通过第三循环泵进料口3021流入第三外循环泵302，再经第三外循环换热器303进行冷却，冷却后的物流循环至第三反应釜300。第一、第二和第三反应釜内均设置有搅拌器，搅拌器的转速控制在100-150rpm/min。
实施例1
请参考图1，按照重量百分比计，进料物流流量9376kg/h，包含：70wt％环氧丙烷，13wt％环氧乙烷，17wt％分子量为500g/mol的含丙三醇结构的聚醚多元醇。
第一反应釜的操作压力为0.3MPaG，第一反应釜内的温度为140℃，第一外循环换热器物料出口的温度为130℃，第一外循环换热器的循环比为20:1(即第一外循环泵的循环物料与反应原料的质量之比)，第一内盘管直径为50mm，盘管螺距与盘管直径比为1.5:1，盘管轮径与反应釜直径比为0.65:1，转速120rpm。
第二反应釜的操作压力为0.28MPaG，第二反应釜内温度140℃，第二外循环换热器物料出口的温度为130℃，第二外循环换热器的循环比(即第二外循环泵的循环物料与流入第二反应釜的物料的质量之比)为20:1，第二内盘管的直径为50mm，盘管螺距与盘管直径比为1.5:1，盘管轮径与反应釜直径比为0.65:1，转速120rpm。
实施例2
本实施例与实施例1基本相同，区别在于：第一外循环换热器物料出口和第二外循环换热器物料出口的温度均为132℃。
实施例3
本实施例与实施例1基本相同，区别在于：第一外循环换热器物料出口和第二外循环换热器物料出口的温度均为134℃。
实施例4
本实施例与实施例1基本相同，区别在于：第一反应釜内的温度和第二反应釜内的温度均为142℃。
实施例5
本实施例与实施例4基本相同，区别在于：第一外循环换热器物料出口和第二外循环换热器物料出口的温度均为132℃。
实施例6
本实施例与实施例1基本相同，区别在于：第一反应釜内的温度和第二反应釜内的温度均为138℃。
实施例7
本实施例与实施例1基本相同，区别在于：第一外循环换热器的循环比和第二外循环换热器的循环比均为30:1。
实施例8
本实施例与实施例1基本相同，区别在于：1、第一内盘管的直径和第二内盘管的直径均为150mm，盘管螺距与盘管直径比为1.25:1，盘管轮径与反应釜直径比为0.85:1；2、第一外循环换热器的循环比和第二外循环换热器的循环比均为30:1。
实施例9
本实施例与实施例3基本相同，区别在于：工艺流程如图2所示。
实施例10
本实施例与实施例3基本相同，区别在于：工艺流程如图3所示。
实施例11
按照重量百分比计，进料物流包含：70wt％环氧丙烷，13wt％环氧乙烷，17wt％分子量800的含丙三醇和丙二醇结构的聚醚多元醇(起始剂+催化剂)，工艺流程如图1所示。
第一反应釜操作压力0.2MPaG，第一反应釜内温度120℃，第一外循环换热器物料出口的温度为110℃，第一外循环换热器的循环比为15:1，第一内盘管的直径为50mm，盘管螺距与盘管直径比为1.25:1，盘管轮径与反应釜直径比为0.65:1，转速120rpm。
第二反应釜的操作压力为0.2MPaG，第二反应釜内温度为120℃，第二外循环换热器物料出口温度为110℃，第二外循环换热器循环比为15:1，第二内盘管的直径为50mm，盘管螺距与盘管直径比为1.25:1，盘管轮径与反应釜直径比为0.65:1，转速120rpm。
实施例12
请参考图1，按照重量百分比计，进料物流包含：70wt％环氧丙烷，12wt％环氧乙烷，1.0wt％环氧丁烷，17wt％分子量500g/mol的含丙三醇结构的聚醚多元醇。
第一反应釜操作压力0.3MPaG，第一反应釜内温度140℃，第一外循环换热器物料出口的温度为134℃，第一外循环换热器的循环比为20:1，第一内盘管的直径为50mm，盘管螺距与盘管直径比为1.5:1，盘管轮径与反应釜直径比为0.65:1，转速120rpm。
第二反应釜的操作压力为0.28MPaG，第二反应釜内温度为140℃，第二外循环换热器物料出口温度为134℃，第二外循环换热器循环比为20:1，第二内盘管的直径为50mm，盘管螺距与盘管直径比为1.5:1，盘管轮径与反应釜直径比为0.65:1，转速120rpm。
实施例13
请参考图1，按照重量百分比计，进料物流包含：70wt％环氧丙烷，13wt％环氧乙烷，17wt％分子量500的含丙三醇和丙二醇结构的聚醚多元醇。
第一反应釜操作压力0.5MPaG，第一反应釜内温度145℃，第一外循环换热器物料出口的温度为135℃，第一外循环换热器的循环比为50:1，第一内盘管的直径为50mm，盘管螺距与盘管直径比为2.5:1，盘管轮径与反应釜直径比为0.95:1，转速120rpm。
第二反应釜的操作压力为0.5MPaG，第二反应釜内温度为145℃，第二外循环换热器物料出口温度为135℃，第二外循环换热器循环比为50:1，第二内盘管的直径为50mm，盘管螺距与盘管直径比为2.5:1，盘管轮径与反应釜直径比为0.95:1，转速120rpm。
对比例1
请参考图4，按照重量百分比计，进料物流包含：70wt％环氧丙烷，13wt％环氧乙烷，17wt％低分子量聚醚多元醇。
第一反应釜的操作压力为0.3MPaG，第一反应釜内的温度为140℃，第一外循环换热器物料出口的温度为130℃，第一外循环换热器的循环比为20。
第二反应釜的操作压力为0.28MPaG，第二反应釜内温度140℃，第二外循环换热器物料出口的温度为130℃，第二外循环换热器的循环比为20:1。
第三反应釜的操作压力为0.26MPaG，第三反应釜内温度140℃，第三外循环换热器出料口的温度为130℃，第三外循环换热器的循环比为20:1。
对比例2
本对比例与对比例1基本相同，区别在于：第一反应釜、第二反应釜和第三反应釜的釜内温度均为142℃。
试验例
本试验例对实施例1-13，对比例1、2中制得的产品进行了环氧烷烃总转化率测定试验、能耗测定试验、分子量分布指数测定试验；其中能耗计算参照国标GB/T50441-2016执行，分子量及分子量分布指数根据GPC测定，测定结果如表1所示。
表1
对比例1和对比例2中采用的生产流程和装置均为目前常用工艺流程和装置，通过表1中的数据可以看出，本发明提供的一种聚醚多元醇的制备方法和装置来制备聚醚多元醇，不仅可以达到目前常用工艺流程中环氧烷烃的总转化率，还可以一定程度上降低能耗并降低设备总投资。其中实施例13的能耗较大是因为反应温度较高和循环量较大，因此公用工程和泵电机能耗显著增大。
应当注意的是，以上所述的实施例仅用于解释本发明，并不构成对本发明的任何限制。通过参照典型实施例对本发明进行了描述，但应当理解为其中所用的词语为描述性和解释性词汇，而不是限定性词汇。可以按规定在本发明权利要求的范围内对本发明作出修改，以及在不背离本发明的范围和精神内对本发明进行修订。尽管其中描述的本发明涉及特定的方法、材料和实施例，但是并不意味着本发明限于其中公开的特定例，相反，本发明可扩展至其他所有具有相同功能的方法和应用。
Claims (12)
1.一种聚醚多元醇的制备方法，其特征在于，包括以下步骤：
将包括环氧烷烃和起始剂的原料加入至第一反应釜内进行反应，得物料；然后将所述物料送至第二反应釜中进行反应，再将所述第二反应釜中反应后的物料送至并联或串联的第一内盘管和第二内盘管中继续反应，生成所述聚醚多元醇；
所述第一内盘管设置于第一反应釜内，所述第二内盘管设置于第二反应釜内。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述环氧烷烃为环氧乙烷、环氧丙烷和环氧丁烷中的至少一种；
和/或，所述起始剂为聚醚多元醇，所述聚醚多元醇的起始物为丙三醇、丙二醇、叔丁醇和叔戊醇中的任意一种；优选地，所述起始剂的重均分子量为50-1000g/mol，优选为300-800g/mol；
和/或，以重量百分比计，所述原料中，所述环氧烷烃的含量为70-90wt％；所述起始剂的含量为10-30wt％。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，所述第一反应釜内的物料通过第一外循环泵流入至第一循环换热器中进行冷却，冷却后的物料再送回至第一反应釜内，和/或所述第二反应釜内的物料通过第二外循环泵流入至第二循环换热器中进行冷却，冷却后的物料再送回至第二反应釜内；
优选的，
所述第一外循环换热器物料出口的温度为120-150℃，优选为130-140℃；
和/或，所述第二外循环换热器物料出口的温度为120-150℃，优选为130-140℃。
4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述第一外循环泵的循环物料与所述原料的质量之比为(15-50):1，优选为(20-40):1；
和/或，所述第二外循环泵的循环物料与流入所述第二反应釜的物料的质量之比为(15-50):1，优选为(20-40):1。
5.根据权利要求1-4任一项所述的方法，其特征在于，所述第一反应釜的操作压力为0.2-0.5MPaG，优选为0.3-0.4MPaG；
和/或，所述第二反应釜的操作压力为0.2-0.5MPaG，优选为0.28-0.38MPaG。
6.根据权利要求1-5任一项所述的方法，其特征在于，所述第一内盘管和所述第二内盘管串联连接时，所述第二反应釜内的物料先送至所述第一内盘管，从所述第一内盘管流出后再送至所述第二内盘管中，然后从所述第二内盘管中流出，和/或，所述第二反应釜内的物料先送至所述第二内盘管，从所述第二内盘管流出后再送至所述第一内盘管中，然后从所述第一内盘管中流出；
和/或，所述第一内盘管和第二内盘管并联连接时，所述第二反应釜内的物料分为两股，分别送至所述第一内盘管和所述第二内盘管中，所述第一内盘管中流出的物料与所述第二内盘管中流出的物料汇合后一起流出。
7.一种聚醚多元醇的制备装置，用于进行如权利要求1-6中任一项所述的方法，包括：
串联的第一反应釜和第二反应釜；
第一内盘管，所述第一内盘管设置于所述第一反应釜内；
第二内盘管，所述第二内盘管设置于所述第二反应釜内；
所述第一内盘管和所述第二内盘管以串联方式或并联方式与所述第二反应釜的出料口连接。
8.根据权利要求7所述的装置，其特征在于，所述第一反应釜的底部开设有第一进料口，顶部开设有第一出料口；
和/或，所述第二反应釜的底部开设有第二进料口，顶部开设有第二出料口。
9.根据权利要求8所述的装置，其特征在于，所述第一内盘管和所述第二内盘管串联连接时，所述第二出料口与所述第一内盘管的进料口连接，所述第一内盘管的出料口与所述第二内盘管的进料口连接，和/或所述第二出料口与所述第二内盘管的进料口连接，所述第二内盘管的出料口与所述第一内盘管的进料口连接；
和/或，所述第一内盘管和第二内盘管并联连接时，所述第二出料口分别与所述第一内盘管的进料口和第二内盘管的进料口连接；
和/或，所述第一内盘管的进料口位于所述第一反应釜的底部，所述第一内盘管的出料口位于所述第一反应釜的顶部侧壁处；
和/或，所述第二内盘管的进料口位于所述第二反应釜的底部，所述第二内盘管的出料口位于所述第二反应釜的顶部侧壁处；
和/或，所述第一内盘管和/或所述第二内盘管呈螺旋状结构。
10.根据权利要求7-9中任一项所述的装置，其特征在于，所述第一反应釜底部设置的第一循环出口与第一外循环换热器的物料入口连接，第一外循环换热器的物料出口与第一反应釜顶部设置的第一循环入口连接，连接所述第一循环出口与第一外循环换热器的物料入口的管路上设置有第一外循环泵；
和/或，所述第二反应釜底部设置的第二循环出口与第二外循环换热器的物料入口连接，第二外循环换热器的物料出口与第二反应釜顶部设置的第二循环入口连接，连接所述第二循环出口与第二外循环换热器的物料入口的管路上设置有第二外循环泵；
优选的，
所述第一外循环换热器物料出口的温度为120-150℃，优选为130-140℃；
和/或，所述第二外循环换热器物料出口的温度为120-150℃，优选为130-140℃。
11.根据权利要求7-10中任一项所述的装置，其特征在于，所述第一内盘管和第二内盘管的直径相同或不同，各自独立地为25-300mm，优选为40-200mm；
和/或，所述第一内盘管和第二内盘管的螺距与直径的比值相同或不同，各自独立地为(1-5):1，优选为(1.25-2):1；
和/或，所述第一内盘管的轮径与所述第一反应釜的直径的比值和所述第二内盘管的轮径与所述第二反应釜的直径的比值相同或不同，各自独立地为(0.4-0.95):1，优选为(0.5-0.85):1。
12.根据权利要求7-11任一项所述的装置，其特征在于，所述第一反应釜和/或第二反应釜内还设置有夹套和/或搅拌器。
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