具体实施方式

下面将结合附图来详细说明本发明。应该理解的是，本发明的所述附图并不构成对于本发明保护范围的限制。

本发明提供一种羟基丙烯酸树脂的连续生产方法，其特征在于，所述连续生产方法在连续生产装置中进行，所述连续生产装置包括混料系统1、物料输送系统2、聚合反应单元3、接收单元4，和换热系统，其中混料系统1的出口连接物料输送系统2的进口，物料输送系统2的出口连接聚合反应单元3的进口，聚合反应单元3的出口连接接收单元4的进口，所述换热系统包括反应控温系统5和物料换热系统，所述物料换热系统包括第一物料换热系统6-1和第二物料换热系统6-2，所述羟基丙烯酸树脂的固含量为50～90％。

在本发明中，用于生产羟基丙烯酸树脂的连续生产装置中各系统与单元均与自动控制系统连接，采用自动化操作，可实现羟基丙烯酸树脂的连续自动化生产。

在本发明中，需要说明的是，除非有明确的规定或限定，各系统与单元之间的连接方式应做广义理解，例如，可以是直接管道连接，也可以是通过连接有管件阀门的管道连接，也可以是通过中间媒介间接连接，并且可以是固定连接，也可以是可拆卸连接。对于本领域的技术人员，可以根据具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

所述混料系统1至少包括一个第一混料器1-1、一个第二混料器1-2和任选的一个第三混料器1-3，所述第一混料器1-1、所述第二混料器1-2和所述第三混料器1-3分别用于完成第一混合液、第二混合液和第三混合液的混合，所述第一混合液包含部分或全部的单体，所述第二混合液包含部分或全部的引发剂，所述第三混合液包含单体、溶剂、引发剂中的一种或多种。

所述第一混料器1-1、所述第二混料器1-2和所述第三混料器1-3优选为搅拌釜。

在本发明中，混料器的作用是将常温下相互之间不发生反应的物料进行预混合，将多股物料形成一股物料再经物料输送系统2输送至聚合反应单元3，从而达到节省设备投入成本的目的。所述第一混料器1-1的作用是实现单体的混合或实现单体与溶剂的混合，所述第二混料器1-2的作用是实现溶剂与引发剂、或单体与引发剂、或单体和溶剂与引发剂的混合。相应地，所述第一混合液可以包含单体或者包含单体与溶剂，所述第二混合液可以包含引发剂或者包含引发剂与溶剂、或者包含引发剂与单体、或者包含引发剂与溶剂和单体。在本发明的一个实施方案中设置第三混料器1-3的作用是用于第三混合液的预混合，设置第三混合液的作用是为了实现将物料分段输送至聚合反应单元3，以提高单体的转化率、降低树脂的粘度，在一定程度上避免反应集中放热，降低反应控温系统的工作负荷。在本发明中，所述第三混料器1-3是任选使用的，相应地，所述第三混合液也是任选存在的。

在本发明中，物料输送系统2的作用是实现物料的连续输送，并为物料在连续生产装置中的流动提供动力。由于连续生产装置中的聚合反应单元3采用的是平推流的连续通道反应器，唯一的动力来源是物料输送系统2，并且由于物料在流动的过程中会产生一定的阻力，从而会产生一定的压力降；另外由于反应过程中温度较高，反应温度高于溶剂以及部分单体的沸点，为了防止物料汽化，需要提供一定的压力。因此，为了实现物料进入聚合反应单元3后顺利到接收单元4，物料输送系统2优选地至少包含两台有一定压力耐受范围的进料泵，进料泵的耐压上限不低于2MPa。若进料泵的耐压上限低于2MPa，在输送物料的过程中提供的动力有限，会导致产品不能顺利进入接收单元4，或者由于整个连续生产装置的压力高于进料泵的压力上限而停止进料。

在本发明中，羟基丙烯酸树脂的连续生产装置的聚合反应单元3为连续通道反应器，所述连续通道反应器优选为微通道反应器与管式反应器的任意组合。

管式反应器包括静态管式反应器与动态管式反应器，静态管式反应器包括管腔内有混合单元的静态管式反应器(也称静态混合器)与管腔内不含混合单元的静态管式反应器，动态管式反应器为管腔内有运动部件的管式反应器。

本发明中涉及的微通道反应器与管式反应器在市面上均可以通过购买获得。根据本领域技术人员的常识，连续通道反应器具有优异的传质与传热效果，在化工生产领域已经得到实际应用，在本发明中可以根据羟基丙烯酸树脂的产量通过模拟计算核算出反应过程中的放热量以及反应器的有效体积，从而在市面上选择适合的反应器。

常规的间歇釜式反应采用的多是将溶剂预先加入到反应釜中预热到一定温度，随后分多次滴加单体与引发剂，为保证反应可控以及产品品质，还会采用减慢滴加速度的“饥饿法”，以使单体中始终保持较高浓度的引发剂。但为了实现量产，一般工业化生产采用的反应釜的容积很大，虽然在搅拌形式上不断有改进，但在反应釜中始终存在混合不均匀、返混严重的现象，这就容易造成树脂聚合度相差较大、分子量分布较宽，最终得到的树脂产品的粘度较大、品质较差。

本发明对于羟基丙烯酸树脂的合成进行了大量的实验研究，发现聚合单体与引发剂在反应前期需要一个强制传质的过程，目的是保证在高温下引发剂快速分解产生的自由基能够与单体均匀接触，使单体在反应通道内流动的过程中均匀地进行聚合反应，形成分子量较为集中的分子链，降低支链化程度。

本发明采用具有混合功能的微通道反应器或静态混合器或动态管式反应器作为连续通道反应器的前端反应器，使包含单体、溶剂、引发剂中的一种或多种的混合液在进入连续通道反应器的前端反应器后快速混合并均匀反应。优选地，微通道反应器或静态混合器作为连续通道反应器的前端反应器，更优选地，微通道反应器作为连续通道反应器的前端反应器。为了实现羟基丙烯酸树脂的工业化量产并降低设备投入成本，优选管式反应器作为连续通道反应器的后端反应器。聚合反应单元3的混合液进口位于连续通道反应器的前端反应器上，聚合反应单元3的树脂出口位于连续通道反应器的后端反应器上。

在本发明的一个实施方案中，第三混合液的进口位于连续通道反应器中具有混合功能的微通道反应器或静态混合器或动态管式反应器上。在本发明中，第三混合液进入聚合反应单元3可以在与第一混合液和第二混合液进入聚合反应单元3的同时或者之后进行。

在本发明中，单体聚合在较高的温度下进行且单体聚合过程为放热过程，在较高的反应温度下聚合反应速率较快，反应放出的热量较多，通过反应控温系统5提供反应所需温度的同时及时移出反应热。本发明中采用的反应控温系统5至少控制聚合反应单元3的一个反应温区。

另外，由于聚合反应单元3的反应温度较高，经聚合反应单元3流出的羟基丙烯酸树脂的温度较高，若通过外界降温系统直接对树脂进行降温，则能量不能得到充分利用。由于第一混合液中的主要成分为单体或单体与溶剂，升高温度不影响其稳定性，可以预热至较高的温度，而第二混合液中含有引发剂，若引发剂预热的温度较高则会造成引发剂分解，所以第二混合液的预热温度不宜太高。因此在本发明的一个实施方案中，采用第一物料换热系统6-1同时实现羟基丙烯酸树脂的第一级降温以及第一混合液的预热，采用第二物料换热系统6-2同时实现经一级降温后的羟基丙烯酸树脂的第二级降温以及第二混合液的预热，从而实现对能量的综合利用，达到节能的效果。

第一物料换热系统6-1包括树脂进口、一级降温后的树脂出口、第一混合液进口和预热后第一混合液出口。第二物料换热系统包括一级降温后的树脂进口、二级降温后的树脂出口、第二混合液进口和预热后第二混合液出口。物料换热系统采用间壁式换热器，优选管式换热器，树脂的进口与出口位于管式换热器管程的两端，混合液的进口与出口位于管式换热器壳程的两端。

自聚合反应单元3流出的羟基丙烯酸树脂先进入第一物料换热系统6-1进行第一级降温，降温至70～100℃，在此过程中第一混合液经第一物料换热系统6-1预热至110～200℃；经一级降温后的羟基丙烯酸树脂进入第二物料换热系统6-2进行第二级降温，降温至55～75℃，同时第二混合液经第二物料换热系统6-2预热至70～100℃。

作为一个非限制性例子，在本发明中，所述混料系统1的出口连接所述物料输送系统2的进口，所述物料输送系统2的出口连接所述物料换热系统的混合液进口，所述物料换热系统的混合液出口连接所述聚合反应单元3的进口，所述聚合反应单元3的出口连接所述物料换热系统的树脂进口，所述物料换热系统的树脂出口连接所述接收单元4的进口。

在本发明中，由于采用较高的反应温度，若在常压下进行反应，低沸点物质易发生汽化，造成物料的损失、物料比例失衡、影响产品的品质，也会对环境以及人的身体健康造成危害。本发明采用背压系统对反应体系进行背压，在第二物料换热系统6-2的二级降温后树脂出口与接收单元4的连接管路上设置压力调节阀，通过压力传感反馈实时反馈系统的压力，从而实现对反应系统与物料换热系统的压力调控。在本发明中控制聚合反应单元3与物料换热系统的压力为1～5MPa。

在本发明中，用于生产羟基丙烯酸树脂的连续生产装置中各系统与单元均与自动控制系统连接，进行自动化操作，可实现羟基丙烯酸树脂的连续自动化生产。在本发明中，羟基丙烯酸树脂的连续生产装置中设有流量、压力、温度的检测及控制以及超压、超温安全联锁。超压安全联锁通过在物料输送系统2设置压力报警、流量报警联锁(高压报警值：6MPa；低压报警值：0.1MPa；高流量报警值为生产系统处理量对应流量值的1.5倍；低流量报警值为生产系统处理量对应流量值的三分之一)，当任何一个参数达到设定值，执行ESD紧急停车系统，发出保护连锁信号，关闭进料泵，对设备进行安全保护，避免危险扩散造成重大损失。超温安全联锁在反应器上设置温度报警连锁(高温报警值：250℃)，当温度超过高温报警值，系统通过调节阀增加公用工程用量，同时执行ESD紧急停车系统，发出保护连锁信号，关闭进料泵，对设备进行安全保护，避免危险扩散造成重大损失。另外该连续生产装置具有四种工作模式：生产模式、清洗模式、试车模式与停机模式，均通过远程操作进行控制，极大提高了自动化与生产的安全性。

作为非限定性例子，在本发明的一个实施方案中，所述混料系统1至少包括一个第一混料器1-1、一个第二混料器1-2和任选的一个第三混料器1-3，所述连续生产方法包括以下步骤：

步骤1：待混合的单体、溶剂和引发剂分别进入第一混料器1-1、第二混料器1-2和任选的第三混料器1-3预先混合，获得第一混合液、第二混合液和任选的第三混合液；所述第一混合液包含部分或全部的单体，所述第二混合液包含部分或全部的引发剂，所述第三混合液包含单体、溶剂、引发剂中的一种或多种；

步骤2：将所述第一混合液和第二混合液通过所述物料输送系统2连续输送至所述物料换热系统，所述第一混合液和所述第二混合液在所述物料换热系统预热后进入所述聚合反应单元3，任选的第三混合液通过所述物料输送系统2连续输送至所述聚合反应单元3，所述第一混合液、所述第二混合液和任选的第三混合液于160～230℃、1～5MPa的条件下反应，停留时间1～20min，获得羟基丙烯酸树脂；

步骤3：从所述聚合反应单元3流出的羟基丙烯酸树脂进入所述物料换热系统降温后进入所述接收单元4。

更具体地，所述第一混合液和所述第二混合液通过所述物料输送系统2分别连续输送至第一物料换热系统6-1和第二物料换热系统6-2，各自在所述第一物料换热系统6-1和所述第二物料换热系统6-2预热后进入所述聚合反应单元3；

所述羟基丙烯酸树脂经所述物料换热系统(例如第一物料换热系统6-1)第一级降温至70～100℃，所述羟基丙烯酸树脂经所述物料换热系统(例如第二物料换热系统6-2)第二级降温至55～75℃；所述第一混合液经所述物料换热系统(例如第一物料换热系统6-1)预热至110～200℃，所述第二混合液经所述物料换热系统(例如第二物料换热系统6-2)预热至70～100℃。

在本发明中，所述单体包括羟基单体、羧基单体、硬单体和软单体。所述羟基单体为丙烯酸羟乙酯、甲基丙烯酸羟乙酯、丙烯酸羟丙酯、甲基丙烯酸羟丙酯、丙烯酸羟丁酯中的一种或多种，所述羧基单体为丙烯酸、甲基丙烯酸中的至少一种，所述硬单体为苯乙烯、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸乙酯、丙烯酸异冰片酯中的一种或多种，所述软单体为丙烯酸乙酯、丙烯酸异辛酯、甲基丙烯酸异辛酯、丙烯酸丁酯、甲基丙烯酸丁酯、丙烯酸月桂酯中的一种或多种。

所述羟基单体的质量占总单体质量的12～40％，所述羧基单体的质量占总单体质量的0.1～3.8％，所述硬单体和所述软单体的质量均占总单体质量的20～60％。所述单体、所述溶剂和所述引发剂的质量比为45～89:10～50:1～5。

根据本领域技术人员的常识，升高反应温度能够加速引发剂的分解，从而提高单体发生聚合反应的速率并缩短聚合分子的分子量。因此本发明中凭借连续通道反应器优异的换热效果，可以将反应温度升高，实现高温反应，以缩短物料在反应器中的停留时间，提高树脂的品质。本发明经过大量的实验研究发现，采用连续式的生产方式在高温反应的条件下，在较短的反应时间内即可获得聚合度较低且分子量分布集中的羟基丙烯酸树脂。若反应温度过低，为保证单体的转化率，物料在连续通道反应器的停留时间延长，不仅生产效率降低，最终获得的羟基丙烯酸树脂的品质较差；若反应温度过高，反应体系的压力较高、反应过程过于剧烈，对连续通道反应器的换热要求较为严格，反应不易控制，并且反应温度过高，树脂的支链化情况加剧，易产生凝胶，影响树脂的品质。因此，本发明采用的反应温度为160～230℃。

物料在聚合反应单元3的停留时间随反应温度进行调整，若停留时间过长，生成的羟基丙烯酸树脂在高温下会继续发生聚合反应，造成树脂分子链变长、分子量变大，最终获得的树脂粘度变大，从而影响树脂的使用；若停留时间过短，会造成单体残留较多，使树脂的固含量降低。因此，本发明采用的物料停留时间为1～20min。

在本发明中，对聚合反应单元3以及物料换热系统的压力控制随反应温度进行调整，若压力过低，混合液进入物料换热系统进行预热时发生汽化，造成低沸点物料的损失以及进入聚合反应单元3的物料比例发生变化，从而影响树脂的品质；若压力过高，会增加物料输送系统2中进料泵的工作负荷。因此，本发明对聚合反应单元3以及物料换热系统的压力控制为1～5MPa。

本发明中，羟基单体的质量占总单体质量的12～40％，可保证羟基丙烯酸水分散体的羟值为60～155mg KOH/g，在此范围内漆膜的附着力与润湿分散性、化学及机械性能均较好。若羟基单体过少，易造成羟基丙烯酸树脂与固化剂进行交联时出现阻隔断链的情况，不易形成空间网状结构；羟基单体过多，基团的交联密度提高，羟基与异氰酸酯的接触也变得困难，体系中会有残留的羟基存在，从而降低漆膜的耐水性，也会增加固化剂的成本。

本发明中，羧基单体的质量占总单体质量的0.1～3.8％，相应地，羟基丙烯酸树脂的酸值为1～25mg KOH/g。羧基单体用量过低，漆膜的附着力以及润湿分散性较差，羧基单体用量过高会增大树脂的亲水性，降低漆膜的耐水性与贮存稳定性。

本发明中采用的溶剂为丙二醇甲醚、丙二醇乙醚、丙二醇丁醚、丙二醇一甲醚乙酸酯、乙二醇乙醚、乙二醇乙醚乙酸酯、甲苯、二甲苯、100号溶剂油、醋酸丁酯、乙酸异丁酯、正丁醇、异丁醇中的一种或多种。对于固含量较高的用于制备羟基丙烯酸树脂水分散体的羟基丙烯酸树脂的生产而言，优选沸点较低且具有亲水性与亲油性的溶剂，例如丙二醇甲醚、丙二醇乙醚、丙二醇一甲醚乙酸酯，目的是避免产品应用的过程中溶剂挥发过慢导致残留时间过长，影响产品的应用；对于溶剂型的羟基丙烯酸树脂的生产，优选相容性较好的溶剂，例如甲苯、二甲苯与醋酸丁酯。

本发明采用的引发剂为二叔丁基过氧化物、二叔戊基过氧化物、二异丙基过氧化物、过氧化乙酸叔丁酯、叔丁基过氧化异丙苯、双叔丁基过氧化二异丙基苯中的至少一种。引发剂的半衰期为1min时的分解温度为160～200℃，目的是在反应温度下引发剂能够快速分解产生自由基，缩短链引发过程，获得分子链较短的聚合分子。

在本发明中需要说明的是，生产羟基丙烯酸树脂的物料均采用工业级物料，均可商购获得；所采用的连续生产装置中的各个部件，例如管件、阀门、控制器、进料泵、微通道反应器、静态管式反应器、静态混合器、动态管式反应器、接收罐等均可从市场商购获得，但整个连续生产装置无法从市场商购获得，也不是本领域技术人员已知的。

在本发明的一个实施方案中，如图1所示，羟基丙烯酸树脂的连续生产装置包括混料系统1、物料输送系统2、聚合反应单元3、接收单元4，和换热系统，其中混料系统1的混合液出口连接物料输送系统2的混合液进口，物料输送系统2的混合液出口连接聚合反应单元3的混合液进口，聚合反应单元3的树脂出口连接接收单元4的树脂进口。

混料系统1包括一个第一混料器1-1和一个第二混料器1-2，它们分别用于完成第一混合液与第二混合液的混合，第一混料器1-1与第二混料器1-2均采用常规的搅拌釜。物料输送系统2包括两台进料泵，分别用于输送第一混合液与第二混合液。聚合反应单元3采用微通道反应器与管式反应器任意组合的连续通道反应器。

换热系统包括反应控温系统5和物料换热系统，所述物料换热系统包括第一物料换热系统6-1与第二物料换热系统6-2。所述物料换热系统采用管式换热器，反应得到的羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1中的第一管式换热器与第二物料换热系统6-2中的第二管式换热器的管程经两级降温进入接收单元4的接收罐中，第一混合液进入第一物料换热系统6-1中的第一管式换热器的壳程实现预热，第二混合液进入第二物料换热系统6-2中的第二管式换热器的壳程实现预热。反应控温系统5对连续通道反应器设置一个反应器温区。

所述第一混合液中单体与溶剂的质量比为45～89:0～20，第二混合液中引发剂与溶剂以及单体的质量比为1～5:0～30:0～20。

所述单体包括羟基单体、羧基单体、硬单体和软单体，所述羟基单体为丙烯酸羟乙酯、甲基丙烯酸羟乙酯、丙烯酸羟丙酯、甲基丙烯酸羟丙酯、丙烯酸羟丁酯中的一种或多种，所述羟基单体的质量占总单体质量的12～40％。所述羧基单体为丙烯酸、甲基丙烯酸中的至少一种，所述羧基单体的质量占总单体质量的0.1～3.8％。所述硬单体为苯乙烯、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸乙酯、丙烯酸异冰片酯中的一种或多种。所述软单体为丙烯酸乙酯、丙烯酸异辛酯、甲基丙烯酸异辛酯、丙烯酸丁酯、甲基丙烯酸丁酯、丙烯酸月桂酯中的一种或多种。所述硬单体和所述软单体的质量均占总单体质量20～60％。所述单体、所述溶剂和所述引发剂的质量比为45～89:10～50:1～5。

所述溶剂为丙二醇甲醚、丙二醇乙醚、丙二醇丁醚、丙二醇一甲醚乙酸酯、乙二醇乙醚、乙二醇乙醚乙酸酯、甲苯、二甲苯、100号溶剂油、醋酸丁酯、乙酸异丁酯、正丁醇、异丁醇中的一种或多种。所述引发剂为二叔丁基过氧化物、二叔戊基过氧化物、二异丙基过氧化物、过氧化乙酸叔丁酯、叔丁基过氧化异丙苯、双叔丁基过氧化二异丙基苯中的至少一种。

具体地，向第一混料器1-1中通入单体或者单体与溶剂，混合均匀得第一混合液，向第二混料器1-2中通入引发剂或者引发剂与溶剂，混合均匀得第二混合液。所述第一混合液与所述第二混合液通过物料输送系统2分别输送至物料换热系统6-1和6-2，分别预热至110～200℃和70～100℃，预热后的混合液进入聚合反应单元3的连续通道反应器中，于160～230℃、1～5MPa下快速反应1～20min，获得的羟基丙烯酸树脂进入物料换热系统经两级降温后降温至55～75℃进入接收单元4的接收罐中。

在本发明的一个实施方案中，如图2所示，羟基丙烯酸树脂的连续生产装置包括混料系统1、物料输送系统2、聚合反应单元3、接收单元4，和换热系统，其中混料系统1的混合液出口连接物料输送系统2的混合液进口，物料输送系统2的混合液出口连接聚合反应单元3的混合液进口，聚合反应单元3的树脂出口连接接收单元4的树脂进口。

混料系统1包括一个第一混料器1-1、一个第二混料器1-2和一个第三混料器1-3，它们分别用于完成第一混合液、第二混合液和第三混合液的混合，第一混料器1-1、第二混料器1-2和第三混料器1-3均采用常规的搅拌釜。物料输送系统2包括三台进料泵，分别用于输送第一混合液、第二混合液和第三混合液。聚合反应单元3采用微通道反应器与管式反应器任意组合的连续通道反应器。

换热系统包括反应控温系统5和物料换热系统，所述物料换热系统包括第一物料换热系统6-1与第二物料换热系统6-2。所述物料换热系统采用管式换热器，反应得到的羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1中的第一管式换热器与第二物料换热系统6-2中的第二管式换热器的管程经两级降温进入接收单元4的接收罐中，第一混合液进入第一物料换热系统6-1中的第一管式换热器的壳程实现预热，第二混合液进入第二物料换热系统6-2中的第二管式换热器的壳程实现预热。反应控温系统5对连续通道反应器设置两个反应器温区。

所述第一混合液中单体与溶剂的质量比为45～89:0～20，第二混合液中引发剂与溶剂以及单体的质量比为1～5:0～30:0～20，第三混合液中引发剂、溶剂与单体的质量比为1～5:0～50:0:89。

所述单体包括羟基单体、羧基单体、硬单体和软单体，所述羟基单体为丙烯酸羟乙酯、甲基丙烯酸羟乙酯、丙烯酸羟丙酯、甲基丙烯酸羟丙酯、丙烯酸羟丁酯中的一种或多种，所述羟基单体的质量占总单体质量的12～40％。所述羧基单体为丙烯酸、甲基丙烯酸中的至少一种，所述羧基单体的质量占总单体质量的0.1～3.8％。所述硬单体为苯乙烯、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸乙酯、丙烯酸异冰片酯中的一种或多种。所述软单体为丙烯酸乙酯、丙烯酸异辛酯、甲基丙烯酸异辛酯、丙烯酸丁酯、甲基丙烯酸丁酯、丙烯酸月桂酯中的一种或多种。所述硬单体和所述软单体的质量均占总单体质量的20～60％。所述单体、所述溶剂和所述引发剂的质量比为45～89:10～50:1～5。

所述溶剂为丙二醇甲醚、丙二醇乙醚、丙二醇丁醚、丙二醇一甲醚乙酸酯、乙二醇乙醚、乙二醇乙醚乙酸酯、甲苯、二甲苯、100号溶剂油、醋酸丁酯、乙酸异丁酯、正丁醇、异丁醇中的一种或多种。所述引发剂为二叔丁基过氧化物、二叔戊基过氧化物、二异丙基过氧化物、过氧化乙酸叔丁酯、叔丁基过氧化异丙苯、双叔丁基过氧化二异丙基苯中的至少一种。

具体地，向第一混料器1-1中通入单体或者单体与溶剂，混合均匀得第一混合液，向第二混料器1-2中通入引发剂或者引发剂与溶剂，混合均匀得第二混合液，向第三混料器1-3中通入引发剂与溶剂，或者引发剂、溶剂与单体，混合均匀得第三混合液。所述第一混合液与所述第二混合液通过物料输送系统2分别输送至物料换热系统6-1和6-2，分别预热至110～200℃和70～100℃，预热后的第一混合液与第二混合液进入聚合反应单元3的连续通道反应器中，于160～230℃、1～5MPa下快速反应，再与后进入连续通道反应器的第三混合液继续反应，第一、第二和第三混合液的总停留时间为1～20min，获得的羟基丙烯酸树脂进入物料换热系统经两级降温后降温至55～75℃进入接收单元4的接收罐中。

下面结合具体实施例对本发明作进一步详细的说明，本发明的保护范围包括但不限于以下实施例，在不偏离本发明的意义和范畴的前提下任何对本发明的技术方案的细节和形式所做出的修改均落入本发明的保护范围之内。

其中，固含量的测定参照GB/T 1725-2007进行；粘度的测定采用NDJ-1型旋转式粘度计参照GB/T 2794-2013进行；酸值的测定参照GB/T 2895-2008进行；羟值的测定参照GB/T12008.3-2009进行。

如果没有其他说明，在本发明中，固含量以质量％计。

对比例1

在最优釜式生产条件下生产羟基丙烯酸树脂，具体操作如下：向反应釜中加入15份(重量份，以下相同)二甲苯和20份醋酸丁酯，预热至120℃，滴加20.5份苯乙烯、16.1份甲基丙烯酸甲酯、17.6份丙烯酸丁酯、26.3份甲基丙烯酸异辛酯、8份丙烯酸羟丙酯、11份甲基丙烯酸羟乙酯、0.5份丙烯酸和1.5份二叔戊基过氧化物的混合液，维持反应温度在150℃，于6个小时内滴加完毕。之后继续滴加5份二甲苯和1份二叔戊基过氧化物的混合液，于1小时滴加完毕，升温至160℃，继续保温3h后降温至70℃得到羟基丙烯酸树脂，所得羟基丙烯酸树脂的固含量为59.5％，粘度为3400cP。

上述间歇釜式工艺的工业化生产过程中，为了实现每年5000吨的产能，需要设立两套10立方米的反应釜，每年间歇生产450个批次，操作繁琐，生产效率不高。

实施例1

向第一混料器1-1中通入12.85份(重量份，以下相同)甲基丙烯酸甲酯、11.4份丙烯酸丁酯、18.6份甲基丙烯酸丁酯、6.1份丙烯酸羟乙酯、0.06份丙烯酸、10份二甲苯和10份醋酸丁酯，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器1-2中通入1份过氧化乙酸叔丁酯和30份醋酸丁酯，混合均匀获得第二混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至110℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料系统6-2预热至100℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送进入作为聚合反应单元3的由微通道反应器与静态管式反应器依次串联的连续通道反应器中，于160℃、1MPa的条件下反应10min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至100℃)与第二物料换热系统6-2降温至75℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为50％，酸值为1mgKOH/g，羟值为60mgKOH/g，粘度为2200cP。

根据实施例1的一套持液量为200L的连续通道反应器，年产量可达到8000吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高0.6倍，节能9.6万大卡/h。

实施例2

向第一混料器1-1中通入18.43份苯乙烯、14.58份丙烯酸甲酯、5.23份丙烯酸乙酯、6.05份甲基丙烯酸异辛酯、4.6份甲基丙烯酸羟乙酯、4份丙烯酸羟丙酯、0.14份丙烯酸、10份二甲苯和5份醋酸丁酯，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器1-2中通入2份叔丁基过氧化异丙苯、10份二甲苯和20份醋酸丁酯，混合均匀获得第二混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至163℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料系统6-2预热至92℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送进入作为聚合反应单元3的由微通道反应器与静态混合器依次串联的连续通道反应器中，于195℃、3.5MPa的条件下反应1min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至98℃)与第二物料换热系统6-2降温至75℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为55％，酸值为2mgKOH/g，羟值为70mgKOH/g，粘度为2000cP。

根据实施例2的一套持液量为50L的连续通道反应器，年产量可达到20000吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高3倍，节能24万大卡/h。

实施例3

向第一混料器1-1中通入12.3份苯乙烯、9.66份甲基丙烯酸甲酯、10.56份丙烯酸丁酯、14.04份甲基丙烯酸异辛酯、4.7份丙烯酸羟丙酯、6份甲基丙烯酸羟乙酯、0.3份丙烯酸和15份二甲苯，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器1-2中通入2.5份二异丙基过氧化物和25份醋酸丁酯，混合均匀获得第二混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至179℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料系统6-2预热至74℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送进入作为聚合反应单元3的由静态混合器与静态管式反应器依次串联的连续通道反应器中，于185℃、2.6MPa的条件下反应4min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至70℃)与第二物料换热系统6-2降温至55℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为60％，酸值为4mgKOH/g，羟值为80mgKOH/g，粘度为1500cP。

根据实施例3的一套持液量为100L的连续通道反应器，年产量可达到10000吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高1倍，节能12万大卡/h。

实施例4

向第一混料器1-1中通入15.73份苯乙烯、11.7份甲基丙烯酸乙酯、8.78份丙烯酸异辛酯、11.5份甲基丙烯酸丁酯、6.3份甲基丙烯酸羟丙酯、8份丙烯酸羟丁酯、0.8份丙烯酸和10份二甲苯，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器1-2中通入3份二叔戊基过氧化物和25份醋酸丁酯，混合均匀获得第二混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至162℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料系统6-2预热至80℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送进入作为聚合反应单元3的由动态管式反应器与静态管式反应器依次串联的连续通道反应器中，于182℃、2.4MPa的条件下反应4min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至82℃)与第二物料换热系统6-2降温至65℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为65％，酸值为6mgKOH/g，羟值为90mgKOH/g，粘度为1800cP。

根据实施例4的一套持液量为250L的连续通道反应器，年产量可达到7500吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高0.5倍，节能8.5万大卡/h。

实施例5

向第一混料器1-1中通入13.3份苯乙烯、9.6份丙烯酸异冰片酯、11.2份丙烯酸丁酯、14.7份甲基丙烯酸异辛酯、7.1份甲基丙烯酸羟丙酯、10份丙烯酸羟丁酯、0.68份丙烯酸和15份二甲苯，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器1-2中通入3.5份双叔丁基过氧化二异丙苯和15份醋酸丁酯，混合均匀获得第二混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至134℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料系统6-2预热至74℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送进入作为聚合反应单元3的由静态混合器与静态管式反应器依次串联的连续通道反应器中，于170℃、1.8MPa的条件下反应20min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至77℃)与第二物料换热系统6-2降温至67℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为70％，酸值为8mgKOH/g，羟值为100mgKOH/g，粘度为2200cP。

根据实施例5的一套持液量为350L的连续通道反应器，年产量可达到7500吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高0.5倍，节能9万大卡/h。

实施例6

向第一混料器1-1中通入16.95份苯乙烯、12份丙烯酸月桂酯、14.25份甲基丙烯酸丁酯、16.4份丙烯酸羟乙酯、1.11份甲基丙烯酸和22.25份二甲苯，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器中通入3份二叔戊基过氧化物、3.75份醋酸丁酯和11.25份丙烯酸甲酯，混合均匀获得第二混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至166℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料系统6-2预热至81℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送进入作为聚合反应单元3的由微通道反应器与动态管式反应器依次串联的连续通道反应器中，于200℃、3.6MPa的条件下反应5min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至85℃)与第二物料换热系统6-2降温至74℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为75％，酸值为10mgKOH/g，羟值为110mgKOH/g，粘度为2700cP。

根据实施例6的一套持液量为180L的连续通道反应器，年产量可达到15000吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高2倍，节能18万大卡/h。

实施例7

向第一混料器1-1中通入20.08份苯乙烯、10.72份丙烯酸丁酯、18.4份甲基丙烯酸丁酯、13.2份甲基丙烯酸羟乙酯、9份丙烯酸羟丙酯、0.67份甲基丙烯酸、0.6份丙烯酸和10份醋酸丁酯、10份二甲苯，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器1-2中通入3.5份二叔丁基过氧化物和10份丙烯酸甲酯，混合均匀获得第二混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至170℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料系统6-2预热至78℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送进入作为聚合反应单元3的由微通道反应器与静态管式反应器依次串联的连续通道反应器中，于210℃、4MPa的条件下反应9min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至80℃)与第二物料换热系统6-2降温至72℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为80％，酸值为10mgKOH/g，羟值为125mgKOH/g，粘度为4200cP。

根据实施例7的一套持液量为200L的连续通道反应器，年产量可达到9000吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高0.8倍，节能10.8万大卡/h。

实施例8

向第一混料器1-1中通入21.85份苯乙烯、14.88份甲基丙烯酸乙酯、7.31份丙烯酸异辛酯、9.78份甲基丙烯酸丁酯、11.4份丙烯酸羟丙酯、14份甲基丙烯酸羟乙酯和1.86份甲基丙烯酸，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器1-2中通入3份二叔丁基过氧化物和15份丙二醇二甲醚，混合均匀获得第二混合液。向第三混料器1-3中通入1份二叔丁基过氧化物获得第三混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至200℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料换热系统6-2预热至70℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送，从微通道反应器的物料进口进入作为聚合反应单元3的由微通道反应器、第一静态管式反应器、静态混合器与第二静态管式反应器依次串联的连续通道反应器中，其中微通道反应器、第一静态管式反应器和静态混合器由反应控温系统5控制温度为180℃，第二静态管式反应器由反应控温系统5控制温度为230℃。物料在连续通道反应器中在连续流动混合的过程中于180℃、5MPa的条件下反应2min，随后反应物料与从静态混合器的物料进口进入连续通道反应器中的第三混合液继续反应1min，再于230℃、5MPa的条件下反应3min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至72℃)与第二物料换热系统6-2降温至65℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为85％，酸值为15mgKOH/g，羟值为135mgKOH/g，粘度为5500cP。

根据实施例8的一套持液量为180L的连续通道反应器，年产量可达到13000吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高1.6倍，节能15.5万大卡/h。

实施例9

向第一混料器1-1中通入7.38份苯乙烯、10.6份丙烯酸甲酯、13.14份丙烯酸丁酯、16.83份甲基丙烯酸异辛酯、11.4份甲基丙烯酸羟丙酯、12.5份丙烯酸羟丁酯和3.26份甲基丙烯酸，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器1-2中通入4.5份二叔丁基过氧化物、9份丙二醇二丁醚，混合均匀获得第二混合液。向第三混料器1-3中通入1.6份苯乙烯、1.2份丙烯酸甲酯、1.2份丙烯酸丁酯、1.6份甲基丙烯酸异辛酯、2.7份甲基丙烯酸羟丙酯、1.3份丙烯酸羟丁酯、1份甲基丙烯酸、0.5份二叔丁基过氧化物和1份丙二醇二甲醚，混合均匀获得第三混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至187℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料换热系统6-2预热至73℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送，从微通道反应器的物料进口进入作为聚合反应单元3的由微通道反应器、第一静态管式反应器、动态管式反应器与第二静态管式反应器依次串联的连续通道反应器中，其中微通道反应器、第一静态管式反应器和动态管式反应器由反应控温系统5控制温度为180℃，第二静态管式反应器由反应控温系统5控制温度为220℃。物料在连续通道反应器中在连续流动混合的过程中于180℃、4.3MPa的条件下反应2min，随后反应物料与从动态管式反应器的物料进口进入连续通道反应器中的第三混合液继续反应1min，再于230℃、4.3MPa的条件下反应4min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至78℃)与第二物料换热系统6-2降温至70℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为90％，酸值为25mgKOH/g，羟值为150mgKOH/g，粘度为7200cP。

根据实施例9的一套持液量为180L的连续通道反应器，年产量可达到11000吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高1.2倍，节能13.1万大卡/h。

实施例10

向第一混料器1-1中通入13.6份苯乙烯、10.48份甲基丙烯酸甲酯、10.72份丙烯酸丁酯、18.4份甲基丙烯酸丁酯、13.2份甲基丙烯酸羟乙酯、7.7份丙烯酸羟丙酯、1.15份甲基丙烯酸和10份醋酸丁酯，混合均匀获得第一混合液。向第二混料器1-2中通入5份二叔丁基过氧化物获得第二混合液。

第一混合液经物料输送系统2传送到第一物料换热系统6-1预热至146℃，第二混合液经物料输送系统2传送到第二物料系统6-2预热至70℃。预热后的第一混合液与第二混合液由进料泵连续输送进入作为聚合反应单元3的由微通道反应器与静态管式反应器依次串联的连续通道反应器中，于190℃、2.9MPa的条件下反应13min，获得羟基丙烯酸树脂。所述羟基丙烯酸树脂依次进入第一物料换热系统6-1(降温至70℃)与第二物料换热系统6-2降温至67.5℃后进入作为接收单元4的接收罐中。

所得羟基丙烯酸树脂的固含量为80％，酸值为10mgKOH/g，羟值为120mgKOH/g，粘度为3700cP。

根据实施例10的一套持液量为250L的连续通道反应器，年产量可达到8000吨，相比于对比例1中两套10立方米的反应釜而言生产效率提高0.6倍，节能9.6万大卡/h。