一种液相法管道化连续化生产聚碳酸酯-聚醚多元醇的方法

摘要

本发明公开一种液相法管道化连续化生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇的方法，包括以下步骤：（1）将原料从管道化反应器的入口泵入，使得在催化剂存在下，引发剂、环氧化合物与二氧化碳在管道化反应器中接触，进行聚合反应；（2）步骤（1）的聚合反应产物物流部分或全部流经冷却段组，分离出部分的聚碳酸酯‑聚醚多元醇，剩余的聚合反应产物物流继续在管道化反应器中进行聚合反应，或者循环回步骤（1）；其中，催化剂为由锌和钴的水溶性金属盐在水溶性溶剂中反应得到锌‑钴双金属氰化物络合物催化剂；催化剂合成时由混合酸改性，有机酸选自丁二酸、戊二酸、邻苯二甲酸、亚胺基二乙酸、均苯四甲酸、丁烷四羧酸的任意一种或任意多种。

权利要求

1.一种液相法管道化连续化生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

（1）将原料从管道化反应器的入口泵入，所述管道化反应器包括加热段组和冷却段组，所述加热段组置于所述管道化反应器的入口端，所述冷却段组置于所述管道化反应器的出口端，所述原料包括引发剂、环氧化合物、催化剂和二氧化碳，使得在所述催化剂存在下，引发剂、环氧化合物与二氧化碳在所述管道化反应器中接触，形成共聚反应体系，从而进行聚合反应，得到包含聚碳酸酯‑聚醚多元醇和中间产物的聚合反应产物物流；

（2）步骤（1）的所述聚合反应产物物流部分或全部流经所述冷却段组，分离出部分的聚碳酸酯‑聚醚多元醇，形成聚碳酸酯‑聚醚多元醇产品物流后，剩余的聚合反应产物物流继续在所述管道化反应器中进行聚合反应，或者循环回步骤（1）；

其中，所述催化剂为由锌和钴的水溶性金属盐在水溶性溶剂中反应得到锌‑钴双金属氰化物络合物催化剂；所述催化剂合成时由混合酸改性，所述混合酸包含至少一种有机酸和至少一种水溶性无机酸，所述水溶性无机酸与有机酸的摩尔比值为1:10～10:1；

其中：所述水溶性无机酸选自稀硫酸、稀盐酸，且pH值在0～5之间；所述稀硫酸是指H2SO4的水溶液，可由浓硫酸加入去离子水稀释得到pH值在0～5之间；所述稀盐酸是指HCl的水溶液，可由浓盐酸加入去离子水稀释得到pH值在0～5之间，所述的有机酸选自丁二酸、戊二酸、邻苯二甲酸、亚胺基二乙酸、均苯四甲酸、丁烷四羧酸的任意一种或任意多种。

2.根据权利要求1所述的 方法，其特征在于，所述pH值在0～4之间。

3.根据权利要求1所述的 方法，其特征在于，所述pH值在1～3之间。

4.根据权利要求1所述的 方法，其特征在于，所述pH值在1～2之间。

5.根据权利要求1所述的 方法，其特征在于，所述锌钴双金属氰化物络合物催化剂在所述共聚反应体系中的浓度为0.01～0.5wt%，引发剂与环氧化合物的摩尔比为1:10～1:

200。

6.根据权利要求1所述的 方法，其特征在于，在将所述原料泵入所述管道化反应器前，将包括所述引发剂、所述环氧化合物与所述催化剂在预混罐中预混成混合液，使得催化剂在所述混合液中均匀分散。

7.根据权利要求1所述的 方法，其特征在于，在预混罐中预混的原料还包括二氧化碳，所述原料经过静态混合器混合后，再泵入所述管道化反应器。

8.根据权利要求1所述的 方法，其特征在于，所述原料在管道化反应器混合成反应液，通过所述管道化反应器的加热段组，补加入二氧化碳，以使所述管道化反应器的压力在1‑

20MPa。

9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述原料在管道化反应器混合成反应液，从所述管道化反应器的加热段组，向所述管道化反应器内补加环氧化合物，使得步骤（1）和（2）中，在所述管道化反应器内，环氧化合物的浓度处于20‑50wt%。

10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，加热所述管道化反应器至70‑150℃，在管道化反应器充入二氧化碳至1‑20MPa，所述反应液以流速为0.01‑3m/s流经所述管道反应器，在所述管道化反应器中进行聚合反应，所述反应液流经所述管道化反应器进行聚合反应后，成为所述聚合反应产物物流。

11.根据权利要求10所述的 方法，其特征在于，所述聚合反应产物物流从所述管道化反应器的出口泵出至气液分离装置，进行预分离，分离成气相料和液相料，所述气相料为二氧化碳物流，包含有二氧化碳，所述气相料循环至所述管道化反应器的入口，所述液相料包含聚碳酸酯‑聚醚多元醇、所述催化剂和未反应完的所述引发剂和所述环氧化合物，所述液相料流经精馏装置，在所述精馏装置内进行分离，分离出所述聚碳酸酯‑聚醚多元醇，剩余的所述液相料循环回所述管道化反应器的入口。

12.根据权利要求11所述的 方法，其特征在于，所述气液分离装置的预分离压力为0～

10MPa，分离温度为0～50℃。

13.根据权利要求11所述的 方法，其特征在于，所述引发剂选自乙二醇、二乙二醇、1,

2‑丙二醇，1,3‑丙二醇，1,4‑丁二醇、1,5‑戊二醇、1,6‑己二醇、1,4‑环己烷二甲醇、新戊二醇、甘油、三羟甲基丙烷、三羟甲基乙烷、1,2,4‑丁三醇、1,2,6‑己三醇、季戊四醇、双季戊四醇、丁二酸、戊二酸、己二酸、庚二酸、辛二酸、壬二酸、癸二酸、十二烷二酸、对苯二甲酸、间苯二甲酸、邻苯二甲酸、均苯三甲酸、均苯四甲酸、邻苯二酚、间苯二酚、对苯二酚中的任意一种或任意多种，所述的环氧化物选自环氧乙烷，环氧丙烷，环氧丁烷，环氧氯丙烷中的至少一种。

说明书

一种液相法管道化连续化生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇的方法

技术领域

[0001] 本发明涉及聚碳酸酯‑聚醚多元醇合成领域，具体涉及一种液相法管道化连续化生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇的方法。

背景技术

[0002] 聚碳酸酯‑聚醚多元醇是一类分子内有碳酸酯基团、分子链端部有羟基的多元醇。二氧化碳(CO2)与环氧化合物调节共聚法为CO2与环氧化物共聚反应时加入引发剂，通过控
制反应的链转移来控制产物的分子量的方法。主要的温室气体之一二氧化碳由于廉价易
得、无毒不易燃的优点,作为可替代传统化石燃料合成多种重要化学品的碳一资源受到了
关注。有研究证明含20wt％CO2的CO2基聚碳酸酯‑聚醚多元醇的制备过程较传统聚醚多元醇
的制备过程可减少11‑19％温室气体的排放及13‑16％能量的消耗，故而，CO2与环氧化物调
节共聚法应用前景广，工业价值高。

[0003] 目前，生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇主要存在三方面的问题亟需解决，首先是提高聚碳酸酯‑聚醚多元醇中碳酸酯单元含量，其次提高聚合产物聚碳酸酯‑聚醚多元醇的分子
量，再次是解决聚碳酸酯‑聚醚多元醇的放大效应。

[0004] 首先，在聚碳酸酯‑聚醚多元醇中碳酸酯单元含量含量方面，由环氧化物(例如环氧丙烷)和二氧化碳制备共聚物已知由来已久。由环氧化物(例如环氧丙烷)和二氧化碳制
备共聚物已有大量报道。例如使用锌钴双金属氰化物络合物催化剂(锌钴DMC催化剂)的二
氧化碳与环氧丙烷的共聚反应，具体上，开始前将催化剂和全部量的环氧丙烷导入反应釜
并在加热反应前加入二氧化碳。

[0005] 第一是有关催化剂，采用锌钴DMC催化剂合成聚碳酸酯‑聚醚多元醇时，存在的问题是，在工业上，加入催化剂与加入的环氧单体质量比至少要≤1/1000(即催化剂投料量≤
1000ppm，即0.1wt％)时，总体的生产成本和催化剂残留的成本才相对较低，才有经济价值。
否则由于催化剂加入量过多导致生产成本提高，该催化剂就没有应用价值。需要重点提及
的是，作为一种工业原料，聚碳酸酯‑聚醚多元醇分子量在几千或1万多的品类应用面更广
泛，更有商业价值，在反应初始的原料中加入引发剂是控制最终聚合物分子量的重要甚至
可以说是唯一手段。对于合成分子量较小的聚碳酸酯‑聚醚多元醇时，需要加入的引发剂的
比例是较高的(一般是环氧单体摩尔数的1/50～1/90)，此种条件下，大分部催化剂会丧失
活性。或者有极少数仍保持微弱活性，但是反应时间大幅延长(超过12小时)才会得到聚合
物，这都是由于反应时间实际是因为较高比例的引发剂导致催化剂钝化，延长了催化剂对
反应物的活化过程的时间(延长了数小时)。耗费更长的反应时间和更多的能耗，增加了生
产成本。

[0006] 第二是有关引发剂，除催化剂外，采用锌钴DMC催化剂合成聚碳酸酯‑聚醚多元醇时，较高比例引发剂加入量的条件下，合成得到的聚碳酸酯‑聚醚多元醇结构中聚碳酸酯的
结构比例会降低(＜50％)，即对二氧化碳的固定率降低。因为较高比例的引发剂的加入会
导致大量催化剂活性位点被淬灭或占据，宏观体现为催化剂活性降低甚至失活。二氧化碳
固定率的降低表明聚合物中成本低廉的二氧化碳原料的比重降低，则说明成本更高的环氧
化物的比重提高了，这样一方面导致聚合物的生产成本提高，另一方面对节能减排(消耗二
氧化碳)的效果也有所降低。制备聚碳酸酯‑聚醚多元醇的反应特殊在于，需要克服环氧化
合物之间的均聚反应，提高碳酸酯单元含量。

[0007] 第三是有关工艺方法，中国专利CN103403060A公开了一种在DMC催化下合成聚碳酸酯‑聚醚多元醇的工艺方法，该工艺的反应器区别于市面上常见的搅拌釜反应器，采用的
是管式反应器，外部设有冷却夹套，可以实现控温目的；其内部由连续管段或至少两个连接
在一起的管段构成，它们是微型结构，这些管道形成了从板的一侧到其相反一侧的连续流
动路径。该内部管径长度前20‑60％为1.1mm至<100mm，后80‑40％为100mm至500mm，管长L与
管直径dR之比为L/dR>50。该反应器优选与多个静态混合器或静态混合器和热交换机(冷却
旋管)的结合。该方案原料PO转化率高，普遍>99％，得到的产品多分散系数低约1.22，重均
分子量约2100～2300g/mol，环状碳酸酯产物比例低，但是该技术方案所产生的多元醇内碳
酸酯链节量低，该技术方案生产的多元醇内嵌入二氧化碳的质量分数(重量)低，不超过
23wt％。不利于后续聚碳酸酯‑聚醚多元醇类聚氨酯的生产。原因是一方面催化剂催化二氧
化碳参与共聚的效果差，多生成聚醚链节。另一方面，即使生成聚合物的活化能要比生成环
状碳酸酯的活化能低，但是即使在外部设有冷却夹套的管式反应器中，反应温度也约为100
℃，也能为生成环状碳酸酯提供足够的活化能。

[0008] 其次，提高聚合产物聚碳酸酯‑聚醚多元醇的分子量，有研究表明，低温及高压有利于所得低分子量聚碳酸酯‑聚醚多元醇的碳酸酯单元比例(FCO2)的增加，但是催化剂的反
应活性及PO转化率随之降低，低温及高压也有利于数均分子量(Mn)；因此，一方面，缩短反
应时间，与提高催化剂的反应活性和PO的转化率存在矛盾，另一方面，由于聚碳酸酯‑聚醚
多元醇的粘度随着FCO2及Mn的增加而增加；这进而产生了两个难以解决的问题，一是碳酸酯
单元比例与数均分子量(Mn)的矛盾，由于高含量碳酸酯单元比例的聚碳酸酯‑聚醚多元醇
的粘度高，因此限制了聚碳酸酯‑聚醚多元醇分子量的增加，二是随着碳酸酯单元比例的增
加，聚碳酸酯‑聚醚多元醇的粘度也增加，使得聚碳酸酯‑聚醚多元醇产品的分子量分布范
围过宽，体现为聚碳酸酯‑聚醚多元醇分子量多分散系数(PDI值)过大，因此有PDI与高FCO2
矛盾，聚碳酸酯‑聚醚多元醇很难兼具低PDI值和高FCO2。

[0009] 在DMC催化体系中通常是采用分子量为400至1000的聚醚多元醇作为起始剂，而采用传统的小分子起始剂，如乙二醇、丙二醇、丙三醇等，聚合反应不能正常进行或者聚合反
应诱导期大幅度延长。

[0010] 从反应能量角度来看，生成聚合物的活化能要比生成环状碳酸酯的活化能低，而环状碳酸酯的位能比聚合物的位能低。因此，生成环状碳酸酯的反应为热力学有利的反应，
而生成聚碳酸酯的反应为动力学有利的反应。因此在聚合反应的温度区域内，高温有利于
生成环状碳酸酯，而低温有利于生成聚碳酸酯‑聚醚多元醇。搅拌釜的表面积/体积比率低，
导致聚合反应释放的反应热(>1000kJ/kg聚合物)不能有效地散逸，从而难以控制反应温
度，进而难以控制反应进程。

[0011] 而且，由于反应热无法逸散导致的反应体系局部温度过高，会导致聚合物产物发生解聚，另外也会导致催化剂过度受热失活或者颜色变深最终影响产物的洁净度。合成聚
碳酸酯‑聚醚多元醇的反应作为一种气‑液‑固的三相反应，溶解在液相中CO2的浓度及其分
布均一度对聚合反应影响较大。以环氧丙烷(PO)与CO2共聚体系为例，这表现在，在CO2浓度
低的地方，PO均聚成聚醚的反应强于PO与CO2的共聚成聚碳酸酯的反应，宏观的聚合反应速
率较高，同时链转移反应速率变化较小，导致所得聚碳酸酯‑聚醚多元醇的分子量较高、碳
酸酯单元含量较低。与之相反，在CO2浓度高处，共聚反应速率慢，所得聚碳酸酯‑聚醚多元
醇的分子量较低、碳酸酯单元含量较高，因此体系中CO2分布的不均也可导致分子量分布较
宽。而导致体系中CO2分布的不均的缘由之一就是在聚合反应的中后期，随着分子量的不断
增加体系粘度增加，CO2在体系中的扩散受到限制。

[0012] 例如美国专利US4500704描述了二氧化碳与环氧丙烷使用DMC催化剂的共聚反应。此方法是间歇方法，即在反应开始前将催化剂和全部量的环氧丙烷装入并在加热前加入二
氧化碳。然而，此法需将参与共聚反应的环氧化物预先导入高压釜，不利之处在于，由于高
压釜导入了大量环氧丙烷，从而产生均聚反应，放出大约1400kJ/kg聚合物的热量。大量的
反应热在搅拌罐中很难排出，使得均聚反应难以控制，因此此法在具体操作安全上具有客
观的难以克服的不利之处。

[0013] 体系中CO2分布的不均也可导致分子量分布较宽。而导致体系中CO2分布的不均的缘由之一就是在聚合反应的中后期，随着分子量的不断增加体系粘度增加，CO2在体系中的
扩散受到限制。为了得到分子量分布均匀且CO2嵌入量高的产物，体系需要在反应后期即体
系粘度不断增大的反应后期仍然保证体系的有效传质传热，保证CO2在体系中的分布均匀
性才能有利于提高聚碳酸酯‑聚醚多元醇的CO2嵌入量及分子量分布等指标。因此，反应工
艺设备需要即使在体系黏度较高情况下仍具有很高的传质传热能力。

[0014] 最后，亟需解决的是聚碳酸酯‑聚醚多元醇的放大效应，目前合成聚碳酸酯‑聚醚多元醇的工艺大多采用的是间歇工艺，虽然已有少量的连续流工艺开发出来，但是，由于在
反应装置中反应体系每一点的温度和浓度存在一定的差异，不可避免存在放大效应。放大
效应(Scaling up Effect)，是指利用小型设备进行化工过程(即小规模)实验(例如实验室
规模)得出的研究结果，在相同的操作条件下与大型生产装置(例如工业化规模)得出的结
果往往有很大差别。有关这些差别的影响称为放大效应。其原因主要是小规模的实验设备
中的温度、浓度、物料停留时间分布与大规模设备中的不同。也就是说，相同的操作条件下，
无法在工业化规模上完全重复小规模实验的研究结果；若要在工业化规模上得到与小规模
实验相同或近似的结果，需要通过优化调整，改变工艺参数和操作条件。对于化工过程来
说，放大效应是一个难度较大而且迫切需要解决的问题。如果不解决，会导致生产过程和产
品质量具有很大的不确定性，一是直接导致下游产品的质量不稳定，难以控制；二是不确定
性会带来生产过程工艺参数波动，进而导致无法有效控制生产过程，使得生产安全性不能
得到保证，为生产过程埋下诸多安全隐患。放大效应普遍存在，《化工过程开发概论》(张钟
宪编著，中国石化出版社，2010年出版)给出了放大效应的概念，并认为化工反应过程开发
的核心问题就是解决放大效应。第42最后一段‑43页第一段描述所谓放大效应是指化工设
备或工艺装置放大之后，与原料小装置之间工艺结果的差别。例如化学反应器放大后与放
大前的小型试验比较，如果在相同的操作条件下，发现反应转化率、选择性、收率和产品质
量等指标下降，一时有未能查明这种下降的原因，则将这种现象归咎于放大效应。由于化工
过程开发的核心问题是放大效应，化工过程研究在很大程度上是寻找产生放大效应的原因
和补偿的方法。《化工过程工发及工艺设计基础》(郑穹编著，武汉大学出版社，2000年出版)
中第115页倒数第2‑3段描述了由于化工过程往往是复杂的化学过程和物理过程的交织，存
在许多未知问题，因此，在放大过程中，不仅体现出数量的变化，还会发生质的变化。当人们
未能认识化工过程的实质之前，放大中如果没有釆取措施调整，简单地用原试验的操作条
件，往往指标不能重复。人们将这种在未充分认识放大规律之前，因过程规模变大造成指标
不能重复的现象称为“放大效应”。一般来说，放大效应多指放大后反应状况恶化、转化率下
降、选择性下降、造成收率下降或产品质置劣化的现象。《典型精细化学品优化与放大技术》
(张永昭主编，浙江大学出版社，2015年出版)中的第133‑135页解释了放大效应的原因:(1)
温度、浓度梯度的原因；(2)换热比表面积和反应周期不同；(3)死区与设备清洗不同；(4)温
度指示的偏差不同。该书揭示了实验室装置和工业化设备有很大的区别。宏观上，表面上两
者看着一致，但在微观上受混合状态的不同，两者有明显的差距，所以必须通过放大试验的
研究来消除放大效应。综合上述三篇教科书可以看出，在化工工艺的开发过程中，放大效应
是普遍存在的并且困扰化工过程开发的技术难题。从小试、中试到规模化生产，任何一个过
程都必须有够的数据和经验积累，并且进行反复的实验验证，而不是单纯的仅仅调整一些
参数就能够完成的，这个过程要发明人要付出巨大的创造性劳动才能够完成。如果不进行
放大试验来消除放大效应，则转化率、选择性、质量等性能指标可能都会发生大幅度的下
降，这对于化工开发是致命的。因此，放大效应对于一般化工开发过程来说是一个无法避免
的技术难题。

[0015] 目前合成聚碳酸酯聚醚多元醇的工艺大多采用的是间歇工艺。主要存在以下问题：

[0016] 1、间歇批次操作效率不高，反应时间很长。

[0017] 2、聚碳酸酯聚醚多元醇的反应是放热反应，需要反应器具有很好的换热性能，保证反应不飞温。温度过高会导致碳酸酯链节含量低，分子量分布变宽，以及副产物环状碳酸
酯比例变高，降低产品的品质。

[0018] 虽然已有少量的连续流工艺开发出来，但是存在问题:不可避免存在放大效应，这为进一步的工业化应用带来诸多不确定性；有些连续流工艺短时间内反应不够完全，需要
通过延迟管线增加反应时间来提高转化率，造成生产效率下降。例如，中国专利《制备聚醚
碳酸脂多元醇》(申请号:CN201180060482.4)，在反应体系每一点的温度均一上，采用的是
管式反应器，外部设有冷却夹套，可以实现控温目的，但是由于生成产物聚碳酸酯‑聚醚多
元醇，反应体系变粘稠，为此该发明采用的技术手段是“所述管式反应器长度的前20‑60％
具有1.1mm至<100mm的管式反应器内径，和其长度的后80‑40％具有100mm至500mm的管式反
应器内径。”，因此，管式反应器前后的管道的内径不一致，因此传热效率不一致，管式反应
器前后的管道内反应体系的组成也不一致。

[0019] 中国专利CN100516115C描述了利用环流反应装置进行连续化操作生产聚碳酸酯多元醇的方法，其环流反应器外筒直径0.2米，反应器高2米，内导流筒直径0.14米，导流筒
高1.4米，搅拌釜为10L反应釜。其进料流速为固定5L/min，得到的碳酸酯链节比例不高于
37％。该工艺设备的主体是一个环流反应器，环流反应器是一种圆筒状的反应器，内部有搅
拌回流装置，本质上跟圆筒状的反应釜没有很大区别，只是在搅拌物内部料流动的形式上
有点差别。因此在向工业化规模放大时环流反应器仍与反应釜类工艺一样不可避免地存在
放大效应。即该方案未能完全避免间歇工艺存在的放大效应问题，增加工艺的放大难度。大
幅度不确定的放大效应会给该工艺的工业化应用带来诸多不利，例如，在向工业化放大时，
只能采取多次逐级放大的方法，并且为了获得与实验室规模一致性的结果，每次放大过程
都要重新调整优化工艺条件和参数，这会极大地消耗人力物力和项目开发的时间；即使采
用多次逐级放大，由于放大效应变化幅度太大，也可能最终导致放大后无法达到实验室规
模的好结果；同时大幅度不确定的放大效应会影响工艺的稳定性和可靠性，导致产品质量
不稳定，难以控制；另外，这也会给生产过程带来潜在的安全风险。

[0020] 半间歇或间歇法的另一个不利之处在于为了取出产物该方法必须停止，因此导致时间损失。

[0021] 综上，怎么提高碳酸酯单元含量，降低粗产物中副产物环状碳酸酯的比例，提高聚合产物聚碳酸酯‑聚醚多元醇的分子量同时降低相对分子质量分布系数，以及解决大规模
生产的放大效应，是本领域技术人员迫切需要解决的问题，本领域还没有同时解决上述三
个技术问题的方案。

发明内容

[0022] 本发明要解决的技术问题是提供一种液相法管道化连续化生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇的方法。该法具有在线反应量小、安全隐患小、反应便于控制、可连续生产、生产成本低
的特点。本发明有机结合使用新型催化剂、改进反应设备和优化生产工艺，使之产生协同效
应，同时解决提高碳酸酯单元含量、优化聚碳酸酯‑聚醚多元醇的产品的分子量分布和解决
大规模生产的放大效应。

[0023] 本发明的目的是这样实现的：

[0024] 一种液相法管道化连续化生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇的方法，

[0025] 所述方法包括以下步骤：

[0026] (1)将原料从管道化反应器的入口泵入，所述管道化反应器包括加热段组和冷却段组，所述加热段组置于所述管道化反应器的入口端，所述冷却段组置于所述管道化反应
器的出口端，所述原料包括引发剂、环氧化合物、催化剂和二氧化碳，使得在所述催化剂存
在下，引发剂、环氧化合物与二氧化碳在所述管道化反应器中接触，形成共聚反应体系，从
而进行聚合反应，得到包含聚碳酸酯‑聚醚多元醇和中间产物的聚合反应产物物流；

[0027] (2)步骤(1)的所述聚合反应产物物流部分或全部流经所述冷却段组，分离出部分的聚碳酸酯‑聚醚多元醇，形成聚碳酸酯‑聚醚多元醇产品物流后，剩余的聚合反应产物物
流继续在所述管道化反应器中进行聚合反应，或者循环回步骤(1)；

[0028] 其中，所述催化剂为由锌和钴的水溶性金属盐在水溶性溶剂中反应得到锌‑钴双金属氰化物络合物催化剂；所述催化剂合成时由混合酸改性，所述混合酸包含至少一种有
机酸和至少一种水溶性无机酸，所述水溶性无机酸与有机酸的摩尔比值为1:10～10:1，其
中：所述水溶性无机酸选自稀硫酸、稀盐酸，且pH值在0～5之间；优选0～4；更优选1～3；更
优选1～2；所述稀硫酸是指H2SO4的水溶液，可由浓硫酸加入去离子水稀释得到pH值在0～5
之间；所述稀盐酸是指HCl的水溶液，可由浓盐酸加入去离子水稀释得到pH值在0～5之间，
所述的有机酸选自丁二酸、戊二酸、邻苯二甲酸、亚胺基二乙酸、均苯四甲酸、丁烷四羧酸的
任意一种或任意多种。

[0029] 优选地，所述的催化剂为锌‑钴双金属氰化物络合物催化剂，所述锌钴双金属氰化物络合物催化剂在所述共聚反应体系中的浓度为0.01～0.5wt％，引发剂与环氧化合物的
摩尔比为1:10～1:200。

[0030] 优选地，在将所述原料泵入所述管道化反应器前，将包括所述引发剂、所述环氧化合物与所述催化剂在预混罐中预混成混合液，使得催化剂在所述混合液中均匀分散。

[0031] 优选地，在预混罐中预混的原料还包括二氧化碳，所述原料经过静态混合器混合后，再泵入所述管道化反应器。

[0032] 优选地，所述原料在管道化反应器混合成反应液，通过所述管道化反应器的加热段组，补加入二氧化碳，以使所述管道化反应器的压力在1‑20MPa。

[0033] 优选地，所述原料在管道化反应器混合成反应液，从所述管道化反应器的加热段组，向所述管道化反应器内补加环氧化合物，使得步骤(1)和(2)中，在所述管道化反应器
内，环氧化合物的浓度处于20‑50wt％。

[0034] 优选地，加热所述管道化反应器至70‑150℃，在管道化反应器充入二氧化碳至1‑20MPa，所述反应液以流速为0.01‑3m/s流经所述管道反应器，在所述管道化反应器中进行
聚合反应，所述反应液流经所述管道化反应器进行聚合反应后，成为所述聚合反应产物物
流。

[0035] 进一步，所述聚合反应产物物流从所述管道化反应器的出口泵出至气液分离装置，进行预分离，分离成气相料和液相料，所述气相料为二氧化碳物流，包含有二氧化碳，所
述气相料循环至所述管道化反应器的入口，所述液相料包含聚碳酸酯‑聚醚多元醇、所述催
化剂和未反应完的所述引发剂和所述环氧化合物，所述液相料流经精馏装置，在所述精馏
装置内进行分离，分离出所述聚碳酸酯‑聚醚多元醇，剩余的所述液相料循环回所述管道化
反应器的入口。

[0036] 进一步，所述气液分离装置的预分离压力为0～10MPa，分离温度为0～50℃。

[0037] 优选地，所述引发剂选自乙二醇、二乙二醇、1,2‑丙二醇，1,3‑丙二醇，1,4‑丁二醇、1,5‑戊二醇、1,6‑己二醇、1,4‑环己烷二甲醇、新戊二醇、甘油、三羟甲基丙烷、三羟甲基
乙烷、1,2,4‑丁三醇、1,2,6‑己三醇、季戊四醇、双季戊四醇、丁二酸、戊二酸、己二酸、庚二
酸、辛二酸、壬二酸、癸二酸、十二烷二酸、对苯二甲酸、间苯二甲酸、邻苯二甲酸、均苯三甲
酸、均苯四甲酸、邻苯二酚、间苯二酚、对苯二酚中的任意一种或任意多种，所述的环氧化物
选自环氧乙烷，环氧丙烷，环氧丁烷，环氧氯丙烷中的至少一种。

[0038] 本发明有以下有益效果：

[0039] 1.本发明有机结合使用新型催化剂、改进反应设备和优化生产工艺，使之产生协同效应，提高碳酸酯单元含量，同时降低粗产物中副产物环状碳酸酯的比例；在催化剂方
面，本发明一方面采用由锌和钴的水溶性金属盐在水溶性溶剂中反应得到锌‑钴双金属氰
化物络合物催化剂，催化聚合聚碳酸酯‑聚醚多元醇的聚合反应，降低生成聚合物的活化
能；在生产设备和生产工艺方面，一方面本发明采用管道化反应器包括加热段组和冷却段
组，在物料进入气液分离装置前，设置有冷却段组，进行物料冷却，分离出产物聚碳酸酯‑聚
醚多元醇后的剩余物料步骤(1)，使得本发明能够连续化生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇，由于
不断分离出聚合反应的产物，既能使得聚合反应能够继续进行，又控制共聚反应体系的粘
度在合适的范围内，保持并强化了本发明提高反应设备的传质传热能力和效果；本发明的
方法通过有机结合使用新型催化剂、改进反应设备和优化生产工艺，提高聚碳酸酯‑聚醚多
元醇的碳酸酯单元含量，实现在更低温度，更高引发剂投料比的条件下催化聚合反应，使得
能在合成聚碳酸酯‑聚醚多元醇时，反应体系中的二氧化碳能够分布更为均匀，产物碳酸
酯‑聚醚多元醇中有更高比例的聚碳酸酯链节比例，也抑制聚醚和环状碳酸酯的生成。

[0040] 2.本发明有机结合使用新型催化剂、改进反应设备和优化生产工艺，使之产生协同效应，优化聚碳酸酯‑聚醚多元醇的产品的分子量分布；申请人还意外发现，由于本发明
循环后能充分利用上一循环在加热段组中聚合低分子量的聚碳酸酯‑聚醚多元醇，从而使
得聚碳酸酯‑聚醚多元醇的产品的分子量分布范围合适，本发明的聚碳酸酯‑聚醚多元醇具
有较小的聚合物分子量多分散性指数(PDI)，进一步，本发明通过所述管道化反应器的加热
段组，补加入二氧化碳，从而解决聚合物分子量多分散性指数(PDI)与高碳酸酯单元比例
(FCO2)矛盾，使得本发明的聚碳酸酯‑聚醚多元醇具有低PDI同时具有高FCO2。

[0041] 3.本发明有机结合使用新型催化剂、改进反应设备和优化生产工艺，使之产生协同效应，使得本发明的生产方法没有放大效应。申请人还发现，本发明采用在预混罐中预混
原料，尤其是从所述管道化反应器的加热段组，向所述管道化反应器内补加环氧化合物或
者二氧化碳从而在管道化反应器中避免出现死区(物料不流动区域和积存物料区域)，从而
使得本发明的生产方法没有放大效应。

具体实施方式

[0042] 下面结合具体实施例来对本发明进行进一步说明，但并不将本发明局限于这些具体实施方式。本领域技术人员应该认识到，本发明涵盖了权利要求书范围内所可能包括的
所有备选方案、改进方案和等效方案。

[0043] 本发明中，若非特指，所采用的原料和设备等均可从市场购得或是本领域常用的。下述实施例中的方法，如无特别说明，均为本领域的常规方法。

[0044] 实施例1

[0045] 一种液相法管道化连续化生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇的方法，

[0046] 所述方法包括以下步骤：

[0047] (1)将原料从管道化反应器的入口泵入，所述管道化反应器包括加热段组和冷却段组，所述加热段组置于所述管道化反应器的入口端，所述冷却段组置于所述管道化反应
器的出口端，所述原料包括引发剂、环氧化合物、催化剂和二氧化碳，使得在所述催化剂存
在下，引发剂、环氧化合物与二氧化碳在所述管道化反应器中接触，形成共聚反应体系，从
而进行聚合反应，得到包含聚碳酸酯‑聚醚多元醇和中间产物的聚合反应产物物流；

[0048] (2)步骤(1)的所述聚合反应产物物流部分或全部流经所述冷却段组，分离出部分的聚碳酸酯‑聚醚多元醇，形成聚碳酸酯‑聚醚多元醇产品物流后，剩余的聚合反应产物物
流继续在所述管道化反应器中进行聚合反应，或者循环回步骤(1)；

[0049] 在实施例1中所述催化剂为由锌和钴的水溶性金属盐在水溶性溶剂中反应得到锌‑钴双金属氰化物络合物催化剂；所述催化剂合成时由混合酸改性，所述混合酸包含至少
一种有机酸和至少一种水溶性无机酸，所述水溶性无机酸与有机酸的摩尔比值为1:10～
10:1，其中：所述水溶性无机酸选自稀硫酸、稀盐酸，且pH值在0～5之间；优选0～4；更优选1
～3；更优选1～2；所述稀硫酸是指H2SO4的水溶液，可由浓硫酸加入去离子水稀释得到pH值
在0～5之间；所述稀盐酸是指HCl的水溶液，可由浓盐酸加入去离子水稀释得到pH值在0～5
之间，所述的有机酸选自丁二酸、戊二酸、邻苯二甲酸、亚胺基二乙酸、均苯四甲酸、丁烷四
羧酸的任意一种或任意多种。

[0050] 在实施例1中，使用DMC催化剂，由锌和钴的水溶性金属盐在水溶性溶剂中反应得到锌‑钴双金属氰化物络合物催化剂；具体制备如下:称取一定质量的钴盐和锌盐，具体的，
为硫氰合钴酸钠和硫酸锌，摩尔比约为1:2，在水性溶剂中溶解后持续搅拌，水性溶剂包括
水和丙醇，并且金属盐总质量(即钴盐和锌盐)与水性溶剂质量比约为1:20。加入无机酸和
有机酸，无机酸为稀盐酸，pH值约为4，有机酸为亚胺基二乙酸，无机酸与有机酸摩尔比约为
3:1，金属盐总摩尔数与酸摩尔数比约为5:1，在10‑100℃温度下搅拌数小时，持续有沉淀生
成。将上述浊液经抽滤进行干燥得到滤饼。用水性溶剂将滤饼在10‑100℃温度下重新浆化
洗涤，具体上，在温度约60℃下搅拌约1小时，持续有沉淀生成。将上述浊液经抽滤进行干燥
得到滤饼。用水性溶剂将滤饼在温度约20℃下重新浆化洗涤，搅拌约5小时后抽滤干燥得到
滤饼，在温度约20℃下重复上述浆化、洗涤、干燥步骤多次，直至体系液体pH为6～7。将固体
产物在80～100℃真空条件下进一步干燥得到最终催化剂，催化剂在使用前通过机械研磨
在无水干燥条件下加工成粉末颗粒。

[0051] 在实施例1中，引发剂选自乙二醇、二乙二醇、1,2‑丙二醇，1,3‑丙二醇，1,4‑丁二醇、1,5‑戊二醇、1,6‑己二醇、1,4‑环己烷二甲醇、新戊二醇、甘油、三羟甲基丙烷、三羟甲基
乙烷、1,2,4‑丁三醇、1,2,6‑己三醇、季戊四醇、双季戊四醇、丁二酸、戊二酸、己二酸、庚二
酸、辛二酸、壬二酸、癸二酸、十二烷二酸、对苯二甲酸、间苯二甲酸、邻苯二甲酸、均苯三甲
酸、均苯四甲酸、邻苯二酚、间苯二酚、对苯二酚中的任意一种或任意多种，所述的环氧化物
选自环氧乙烷，环氧丙烷，环氧丁烷，环氧氯丙烷中的至少一种，具体的，引发剂为对苯二
酚，环氧化物为环氧丙烷。

[0052] 在实施例1中，在将所述原料泵入所述管道化反应器前，将包括所述引发剂、所述环氧化合物与所述催化剂在预混罐中预混成混合液，使得催化剂在所述混合液中均匀分
散。

[0053] 在实施例1中，在预混罐中预混的原料还包括二氧化碳，所述原料经过静态混合器混合后，再泵入所述管道化反应器。

[0054] 在实施例1中，加热所述管道化反应器至70‑150℃，具体约110℃，在管道化反应器充入二氧化碳至1‑20MPa，具体约5MPa，所述反应液以流速为0‑3m/s流经所述管道反应器，
具体约0.1m/s，在所述管道化反应器中进行聚合反应，所述反应液流经所述管道化反应器
进行聚合反应后，成为所述聚合反应产物物流。

[0055] 在实施例1中，反应物料在所述加热段组中，进行聚合反应，所述反应液流经所述加热段组，加热至70‑120℃，或者加热至80‑130℃，或者加热至90‑150℃，具体是加热至80‑
130℃，更为具体的为120℃，反应物料在管式反应器中的平均停留时间为2h；聚合反应产物
物流的一部分或全部流经所述冷却段组后，冷却至约60℃，然后聚合反应产物物流流至气
液分离器中。

[0056] 在实施例1中，所述聚合反应产物物流从所述管道化反应器的出口泵出至气液分离装置，进行预分离，分离成气相料和液相料，所述气相料为二氧化碳物流，包含有二氧化
碳，所述气相料循环至所述管道化反应器的入口，所述液相料包含聚碳酸酯‑聚醚多元醇、
所述催化剂和未反应完的所述引发剂和所述环氧化合物，所述液相料流经精馏装置，在所
述精馏装置内进行分离，分离出所述聚碳酸酯‑聚醚多元醇，剩余的所述液相料循环回所述
管道化反应器的入口；所述气液分离装置的预分离压力为0～10MPa，分离温度为0～50℃；
具体的，在实施例1中，气液分离装置的预分离压力为约为1MPa，分离温度为约40℃。经过气
液分离后将气体与液体分离，气体中大部分为二氧化碳与少量PO经再次冷凝后分离分别回
收利用，液体主要为反应产物聚碳酸酯‑聚醚多元醇、环状碳酸酯以及未反应的原料PO；接
下来将液体料经过催化剂过滤器将催化剂过滤回收，滤液流至精馏装置内，该精馏装置为
降膜塔与刮板蒸发器连用，滤液先经降膜塔将PO馏出进入缓冲罐回收应用，接下来流入刮
板蒸发器内，对多元醇与环状碳酸酯进行分离，将两者完全分离后产品参数已满足工业应
用，分别罐装待用。

[0057] 在实施例1中，对聚合反应产物物流进行取样分析，具体为将聚合反应产物物流(聚碳酸酯‑聚醚多元醇和环状碳酸丙烯酯以及未反应的环氧化物)取样收集在容器中，对
聚合反应产物物流样品进行核磁氢谱表征计算粗产物中聚合物与环状小分子的比例，对聚
合物纯化后再进行核磁氢谱测试，计算得到聚合物主链上聚碳酸酯链节与聚醚链节的比
例，聚合物主链上仅有聚碳酸酯链节和聚醚链节两种结构，二者的百分比相加为100％。

[0058] 对聚合物通过凝胶渗透色谱法测定数均分子量以及分子量分布。

[0059] 借助于1H‑NMR(Bruker，DPX400，400MHz；脉冲程序zg30，等待时间d1:10s，64次扫描)测定所得聚碳酸酯聚醚多元醇中的引入的CO2的量(碳酸酯链节含量)和碳酸丙烯酯(环
1
状碳酸酯)与聚碳酸酯聚醚多元醇的比例。在各情况下将试样溶于氘化的三氯甲烷中。H‑
NMR中的相关共振(基于TMS＝0ppm)如下：

[0060] 其中5.0ppm和4.2ppm属于聚碳酸酯链节上次甲基及亚甲基上的质子峰，4.9ppm,4.5ppm和4.1ppm则属于五元环碳酸酯中次甲基及亚甲基上的质子峰，3.5‑3.8ppm则属于醚
链节的质子峰。用大写字母A加上数字角标代表核磁氢谱上某ppm处的峰的积分面积，A是面
1
积的英文写法Area的缩写，例如A5.0表示5.0ppm处的峰的积分面积。根据共聚粗产物的 H 
NMR谱图及其相关质子峰的积分面积，我们定义了共聚反应中碳酸酯链节比例(摩尔比)
(FCO2)和环碳酸酯含量质量分数(WPC wt)，二氧化碳的嵌入量(质量)(MCO2)的计算方法：

[0061] 其中，

[0062] FCO2＝(A5.0+A4.2‑2×A4.6)/[(A5.0+A4.2‑2×A4.6)+A3.5]×100％；

[0063] WPC＝102×A1.5/[102×(A5.0+A4.2‑2×A4.6+A1.5)+58×A3.5]×100％；

[0064] MCO2＝44×FCO2/[102×FCO2+58×(1‑FCO2)]×100％；

[0065] 系数102由CO2的摩尔质量(摩尔质量44g/mol)和PO的摩尔质量(摩尔质量58g/mol)的总和产生，系数58由PO的摩尔质量产生。

[0066] 举例说明碳酸酯链节比例(FCO2)和二氧化碳嵌入量(MCO2)的计算：

[0067] 当FCO2＝50％时，即聚合物含有50％的碳酸酯链节时，二氧化碳嵌入量MCO2＝27.5％。

[0068] 反过来，当MCO2＝30％时，FCO2＝56.5％，即，如需嵌入30％以上的质量分数的二氧化碳，碳酸酯链节比例要达到56.5％以上。

[0069] 对比例1

[0070] 参照中国专利CN103403060B技术方案，连续化生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇，，使用实施例1的相同的原料、相同的反应温度条件下并且在相同时间内结束反应连续化生产聚
碳酸酯‑聚醚多元醇，和实施例1的差别在于，对比例1采用根据WO0180994A1的DMC催化剂
(双金属氰化物催化剂)，对比例1采用的管式反应器为一段式，外部设有冷却夹套，通过冷
却夹套控制反应温度。

[0071] 具体的，根据WO0180994A1的实施例6制备的磨碎和干燥的DMC催化剂(双金属氰化物催化剂)悬浮于对苯二酚中，使得在对苯二酚中达到约2.6wt％的催化剂浓度。

[0072] 由对苯二酚与磨碎和干燥的DMC催化剂组成的约2.6wt％的悬浮液以80g/h借助隔膜泵由搅拌供第一料容器输送到第一混合器(Ehrfeld Mikrotechnik BTS GmbH的级联混
合器2S，级联之间最小间隙0.6mm)。来自第二供料容器的环氧丙烷借助于HPLC泵(97g/h)运
输到混合器。在混合器中，在20℃的温度下进行混合，其中所得的混合物仍未发生反应。此
混合的料流与二氧化碳一起(用HPLC泵以32g/h从带有浸入管的气瓶传输)输送到第二混合
器(Ehrfeld Mikrotechnik BTS GmbH的级联混合器2S，级联之间最小间隙0.6mm)中，其中
各组分在20℃的温度下混合。这里同样还没有发生反应。将反应混合物从第二混合器送到
管式反应器中。管式反应器的外径为2.2mm和控制在下90‑130℃反应温度下。管式反应器的
3
容积为45cm 。各组分在管式反应器中的平均停留时间为约120分钟。借助于调压阀调节压
力以保持管式反应器中约5MPa的恒定压力。将所得产物(主要是聚醚碳酸酯多元醇)收集在
容器中。

[0073] 实施例1和对比例1生产的聚碳酸酯‑聚醚多元醇的检验分析，结果见表1。

[0074] 表1实施例1和对比例1生产的聚碳酸酯‑聚醚多元醇的检验分析

[0075]

[0076]

[0077] 注:1环氧化物转化率:在指定反应时间后体系中环氧化物原料的转化率，根据粗1
产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；2环状碳酸酯摩尔比，即聚合反应产物物流中环状小分子
1
(碳酸丙烯酯)的摩尔百分比，根据产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；3聚合物链节中聚碳酸
1
酯结构和聚醚结构的摩尔比，根据产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；4聚合物数均分子量
(Mn)，通过凝胶渗透色谱(GPC)测定；5聚合物分子量多分散性指数(PDI)，通过凝胶渗透色
谱(GPC)测定。以上的参数的测量误差在±5％以内。

[0078] 从表1的结果，我们可以得到，本发明的方法实现在较高的引发剂加入比例(引发剂加入量是环氧化物摩尔数的1/40)条件下和较高反应温度(120℃)条件下依然保持高催
化活性，制备得到分子量分布更窄，碳酸酯链节比例更高的聚碳酸酯聚醚多元醇。其原理在
于，一方面采用由锌和钴的水溶性金属盐在水溶性溶剂中反应得到的混合酸改性的锌‑钴
双金属氰化物络合物催化剂作为聚合聚碳酸酯‑聚醚多元醇的反应，降低生成聚合物的活
化能，结合本发明的管道化反应器包括加热段组和冷却段组，在物料进入气液分离装置前，
设置有冷却段组，进行物料冷却，分离出产物聚碳酸酯‑聚醚多元醇后的剩余物料步骤(1)，
从而使传质传热效果更好，提高了碳酸酯链节比例，且分子量分布更均匀。

[0079] 实施例2

[0080] 实施例2参考实施例1，不同在于，原料在管道化反应器混合成反应液，通过所述管道化反应器的加热段组，补加入二氧化碳，以使管道化反应器的压力在1‑20MPa，目的在于，
使得管道化反应器有足够多的二氧化碳且和其他的聚合反应原料混合均匀，也可通过加入
二氧化碳的方式，一方面精确控制聚合反应的温度，另一方面使得管道化反应器避免出现
死区。

[0081] 对比例2

[0082] 对比例2参考实施例2和对比例1；对比例2参考实施例2和对比例1，对比例2采用对比例1的反应工艺和反应设备，但不同于对比例1在于，对比例2采用本发明的混合酸改性的
锌‑钴双金属氰化物络合物催化剂。目的在于，通过实施例2和对比例2相比较，比较本发明
的技术手段“通过所述管道化反应器的加热段组，补加入二氧化碳”的技术效果。

[0083] 表2实施例2和对比例2生产的聚碳酸酯‑聚醚多元醇的检验分析

[0084] 参数 实施例2 对比例2引发剂:环氧单体摩尔比 1/40 1/40
反应温度(℃) 100 100
1
环氧化物转化率(％) >99 48
2
环碳酸酯质量分数WPC 11 17
3
碳酸酯链节比例(％) 83 62
4
Mn(g/mol) 3530 1290
5
PDI 1.13 1.51

[0085] 注:1环氧化物转化率:在指定反应时间后体系中环氧化物原料的转化率，根据粗1
产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；2环状碳酸酯摩尔比，即聚合反应产物物流中环状小分子
1
(碳酸丙烯酯)的摩尔百分比，根据产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；3聚合物链节中聚碳酸
1
酯结构和聚醚结构的摩尔比，根据产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；4聚合物数均分子量
(Mn)，通过凝胶渗透色谱(GPC)测定；5聚合物分子量多分散性指数(PDI)，通过凝胶渗透色
谱(GPC)测定。以上的参数的测量误差在±5％以内。

[0086] 从表2的结果，我们可以得到，从环氧单体的转化率、碳酸酯链节比例和分子量等指标可知，本发明的实施例2通过所述管道化反应器的加热段组，补加入二氧化碳，以使管
道化反应器的压力在1‑20MPa，使得管道化反应器有足够多的二氧化碳且和其他的聚合反
应原料混合均匀，得管道化反应器避免出现死区，还精确控制聚合反应的温度，故而碳酸酯
链节比例高于对比例2，环氧化物转化率高于对比例2，并且环碳酸酯质量分数低于对比例
2，聚合物分子量也远高于对比例2。

[0087] 从表1和表2的结果，我们可以得到，实施例1和实施例2均采用本发明的由锌和钴的水溶性金属盐在水溶性溶剂中反应得到的混合酸改性的锌‑钴双金属氰化物络合物催化
剂，但是，由于实施例2还通过所述管道化反应器的加热段组，补加入二氧化碳，因此，使得
管道化反应器有足够多的二氧化碳且和其他的聚合反应原料混合均匀，得管道化反应器避
免出现死区，还精确控制聚合反应的温度，使得实施例2的最终产物中的环碳酸酯质量分数
更低，碳酸酯链节比例也由实施例1的63％升至实施例2的83％。由于对比例2采用本发明的
由锌和钴的水溶性金属盐在水溶性溶剂中反应得到的混合酸改性的锌‑钴双金属氰化物络
合物催化剂，产物中碳酸酯链节比例由对比例1的21％升至对比例2的62％。

[0088] 但是，由于对比例1和对比例2均采用CN103403060B技术方案的一段式管式反应器，因此，得到的聚碳酸酯‑聚醚多元醇的聚合物数均分子量Mn明显低于实施例1和实施例
2。

[0089] 实施例3

[0090] 实施例3参考实施例1，不同在于，原料在管道化反应器混合成反应液，从所述管道化反应器的加热段组，向所述管道化反应器内补加环氧化合物，使得步骤(1)和(2)中，在所
述管道化反应器内，环氧化合物的浓度处于20‑50wt％，目的在于，使得管道化反应器有足
够多的环氧化合物且和其他的聚合反应原料混合均匀，也可通过加入环氧化合物的方式，
首先精确控制聚合反应的温度，其次使得管道化反应器避免出现死区，再次通过调节聚合
反应产物物流的粘度至适当范围，控制聚碳酸酯‑聚醚多元醇的分子量及其分布。

[0091] 对比例3

[0092] 对比例3参考实施例3和对比例1；对比例3采用对比例1的催化剂，但不同于对比例1在于，对比例3采用本发明的管道反应器和生产工艺；目的在于，通过实施例2和对比例2相
比较，比较本发明的技术手段“通过所述管道化反应器的加热段组，向所述管道化反应器内
补加环氧化合物”的技术效果。

[0093] 表3实施例3和对比例3生产的聚碳酸酯‑聚醚多元醇的检验分析

[0094] 参数 实施例3 对比例3引发剂:环氧单体摩尔比 1/40 1/40
反应温度(℃) 90 90
1
环氧化物转化率(％) >99 >99
2
环碳酸酯质量分数WPC 9 16
3
碳酸酯链节比例(％) 92 83
4
Mn(g/mol) 3550 3250
5
PDI 1.14 2.46

[0095] 注:1环氧化物转化率:在指定反应时间后体系中环氧化物原料的转化率，根据粗1
产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；2环状碳酸酯摩尔比，即聚合反应产物物流中环状小分子
1
(碳酸丙烯酯)的摩尔百分比，根据产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；3聚合物链节中聚碳酸
1
酯结构和聚醚结构的摩尔比，根据产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；4聚合物数均分子量
(Mn)，通过凝胶渗透色谱(GPC)测定；5聚合物分子量多分散性指数(PDI)，通过凝胶渗透色
谱(GPC)测定。以上的参数的测量误差在±5％以内。

[0096] 从表3的结果，本发明的实施例3的副产物环状碳酸酯的比例比对比例3低，实施例3的碳酸酯链节比例高于对比例3，因此本发明采用的催化剂再聚碳酸酯‑聚醚多元醇的聚
合反应中，更有利于减少产物中的环碳酸酯质量分数，更有利于增加产物中的碳酸酯链节
比例。

[0097] 从表1和表3的结果，申请人意外发现，由于对比例3通过从所述管道化反应器的加热段组，向所述管道化反应器内补加环氧化合物，使得步骤(1)和(2)中，在所述管道化反应
器内，环氧化合物的浓度处于20‑50wt％，从而对比例3能够精确控制聚合反应的温度，使得
管道化反应器避免出现死区并调节聚合反应产物物流的粘度至适当范围，故而对比例3的
碳酸酯链节比例高于对比例1，尤其是对比例3的聚合物数均分子量(Mn)明显高于对比例1。

[0098] 实施例4

[0099] 实施例4参考实施例1，不同在于，实施例4的管道化反应器有两套，一套为实验室装置，管道内径为10mm，另一套为中试装置，管道内径为100mm，目的在于，通过放大管道的
大小，查看本发明的方法是否具有放大效应。

[0100] 对比例4

[0101] 对比例4参照对比例1，不同对比例1在于，对比例4的管式反应器有两套，一套的管道内径为10mm，为实验室装置，另一套的管道内径为100mm，为中试装置，目的在于，通过放
大管道的大小，查看对比例4的方法是否具有放大效应。

[0102] 表4实施例4和对比例4生产的聚碳酸酯‑聚醚多元醇的检验分析

[0103]

[0104] 注:1环氧化物转化率:在指定反应时间后体系中环氧化物原料的转化率，根据粗1
产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；2环状碳酸酯摩尔比，即聚合反应产物物流中环状小分子
1
(碳酸丙烯酯)的摩尔百分比，根据产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；3聚合物链节中聚碳酸
1
酯结构和聚醚结构的摩尔比，根据产物核磁氢谱(H NMR)计算得到；4聚合物数均分子量
(Mn)，通过凝胶渗透色谱(GPC)测定；5聚合物分子量多分散性指数(PDI)，通过凝胶渗透色
谱(GPC)测定。以上的参数的测量误差在±5％以内。

[0105] 由表4可以得到，本发明的生产聚碳酸酯‑聚醚多元醇的方法的放大效应较小，而对比例4具有一定的放大效应，对比例4的实验室装置的碳酸酯链节比例从41％骤降到中试
装置的11％。本专利提供的方法放大反应规模并没有对环氧化物的转化率，聚碳酸酯聚醚
多元醇的碳酸酯链节含量、环状副产物占比等产品指标产生较大的影响，即本工艺存在的
放大效应较小。本工艺产出的聚碳酸酯聚醚多元醇中的碳酸酯链节比例高于90％，表明本
工艺有助于提高产品的二氧化碳固定量，加快反应速度，易于大规模生产的连续流合成设
备工艺。其原理在于，本发明的方法通过不断从反应体系中分离出聚碳酸酯‑聚醚多元醇，
使得反应体系中中作为产物的聚碳酸酯‑聚醚多元醇的浓度维持在低含量，使得反应体系
的粘稠度在变动幅度适当，反应体系的物料配比的变动幅度也适当，本发明的管道化反应
器的前后有一致的内径，本发明的反应设备的传质传热能力前后有较好的一致性。

[0106] 以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解，其依然可以对前述各实施
例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或者
替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。