CN116376002A - 一种聚醚大单体及其制备方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种聚醚大单体及其制备方法，先将起始剂、小分子醇、催化剂混合，反应至澄清溶液，得到活化起始剂；将活化起始剂转入一级反应装置，通入环氧烷烃，制得聚醚中间体；将聚醚中间体转移至二级反应装置，制备聚醚大单体。与现有技术相比，本发明通过工艺和设置的优化设计，不仅提高生产效率，而且本发明所述活化起始剂制备的聚醚大单体的羟值、数均分子量、双键保留率和有效含量等指标均较好。

Description

一种聚醚大单体及其制备方法

技术领域

本发明属于材料领域，具体涉及一种聚醚大单体及其制备方法。

背景技术

聚羧酸减水剂是第三代高性能混凝土减水剂，也是目前商品混凝土中用量最大的减水剂种类。其分子结构为梳形、吸附基团和聚醚侧链均可进行调整，具有分子结构可设计性强、掺量低、减水率高、工作性能好等性能优点，能够显著的降低商品混凝土中的水泥用量或者提升混凝土强度，在商品混凝土的绿色化生产和降低碳排放等方面具有重要影响。

聚醚大单体是聚羧酸减水剂的核心原材料之一，减水剂质量的80％以上都是聚醚大单体，聚醚大单体的质量对减水剂的性能具有重要影响。聚醚大单体的分子结构包括酯型和醚型(刘冠杰等,聚羧酸减水剂聚醚大单体的应用研究进展[J],日用化学品科学,2018,41(10),13-16)，酯型聚醚大单体以不饱和羧酸和甲氧基聚醚为原材料，一般采用酯化脱水工艺，制备方法和后处理方法较为复杂；醚型聚醚大单体以含双键的不饱和醇和环氧烷烃为原材料，通过阴离子开环聚合工艺，制备方法简单且无需特殊后处理。目前国内醚型聚醚大单体占绝对主导地位，是国内最重要的聚醚大单体产品。

釜式反应器、BUSS反应器、PRESS反应器等均是常用的环氧烷烃聚合的反应器，尤其是PRESS反应器具有放大倍数大、生产效率高等特点，在聚醚行业应用最为广泛，目前已发展到第五代PRESS反应器，单釜产能达到30吨以上，大大提升了聚醚大单体的生产效率和产能(秦勇,浅谈我国乙氧基化生产工艺的发展趋势[J],日用化学品科学,2014,37(11),1-6)。

聚醚大单体的生产工艺过程包括起始剂预处理(加催化剂)、环氧烷烃开环聚合、保温熟化、真空脱挥、聚醚切片等工艺步骤，除起始剂预处理工序和聚醚切片工序外，其他工序一般按照顺序在PRESS反应器中进行。环氧烷烃的开环聚合工序是整个聚醚大单体生产工艺控制的核心，如何提高环氧烷烃开环聚合过程中的传质传热效率对于提升聚醚大单体的质量具有重要影响。

中国专利CN 204939365U报道了一种高效节能的聚醚大单体的反应装置，将传统的PRESS反应器中增加一个卧式反应器，形成两个卧式反应器与一个立式收集罐的反应器结构，强化环氧乙烷在卧式反应器中的反应效率。中国专利CN104592507A在PRESS反应器中增加一个立式收集罐，形成一个卧式反应器与两个立式收集罐的反应器结构，优化传统的PRESS反应器的间歇生产过程为连续化生产过程，提升聚醚大单体的生产效率。中国专利CN205347297U和中国专利CN 205275507U通过对列管式换热器的异构化设计，削弱粘性聚醚液体在壁板附近的边界层效应，提升粘性聚醚液体的传质传热效果。

公开号为CN 105001411A的专利报道了提升高分子量聚醚大单体的生产效率的反应装置系统，将PRESS反应器中的立式收集罐与搅拌釜式反应器进行组合，其中立式收集罐作为聚醚中间体反应装置，搅拌釜式反应器作为高分子量聚醚的反应装置，解决单一反应器中放大倍数的限制和高分子量聚醚大单体粘度的影响，提升高分子量聚醚大单体的生产效率。

综上，通过对聚醚大单体的反应器结构优化设计，提高聚醚大单体与环氧烷烃反应过程的传质传热效率，能够提升聚醚大单体的生产效率，更进一步地提升高分子量聚醚大单体的生产效率。然而，上述研究主要针对反应器结构进行优化，对于生产工艺的优化内容涉及较少，无法实现工艺和设备优化的协同作用，在一定程度上限制了聚醚大单体的生产效率提升效果。

发明内容

本发明的目的在提供一种聚醚大单体及其制备方法，通过工艺和设备两方面进行改进，高效率生产聚醚大单体，制备方法简单、成本低，制备的产品性能好。

本发明具体技术方案如下：

一种聚醚大单体的制备方法，包括以下步骤：

1)将起始剂、小分子醇、催化剂混合，反应至澄清溶液，得到活化起始剂；

2)将活化起始剂转入一级反应装置，通入环氧烷烃，制得聚醚中间体；

3)将聚醚中间体转移至二级反应装置，制备聚醚大单体。

步骤1)中，所述起始剂，其分子结构如下式：

R为H或-CH₃；X为-CH₂-，-CH₂-CH₂-，-CH₂-CH₂-CH₂-，-CH₂-CH₂-CH₂-CH₂-CH₂-CH₂-，

-CH₂-CH₂-CH₂-CH(CH₃)-CH₂-CH₂-，-(CH₂)₉-，-O-CH₂-CH₂-，

-O-CH₂-CH₂-O-CH₂-CH₂-，-O-CH₂-CH₂-CH₂-CH₂-，-CH₂-CH(CH₃)-CH₂-结构中的一种；

步骤1)中，所述起始剂，选自烯丙醇、甲基烯丙醇、3-甲基-3-丁烯-1-醇、4-甲基-4-戊烯-1-醇、7-辛烯-1-醇、3,7-二甲基-7-辛烯-1-醇、10-十一烯醇、异蒲勒醇、乙二醇单乙烯基醚，二乙二醇单乙烯基醚、4-羟丁基乙烯基醚不饱和醇中的一种。

步骤1)中，所述小分子醇，选自甲醇，其连续滴加进入步骤1)反应体系。随着起始剂碳链分子量的增加，起始剂的醇羟基的反应活性逐渐下降，容易累积在催化剂与起始剂接触的反应界面，造成后续起始剂与催化剂的反应活性显著下降。甲醇是醇类单体中与催化剂反应最快的醇之一，在起始剂中滴加入少量甲醇，能够快速地更新催化剂与起始剂接触的反应界面，促进起始剂与催化剂的反应速率。小分子醇的用量为催化剂质量的10％-30％。

步骤1)中，所述催化剂，选自金属钠，为1.3-1.5Kg/根的棒状金属钠。对于数均分子量≤3000的聚醚大单体，催化剂用量为起始剂质量的0.25％-0.35％。对于数均分子量＞3000的聚醚大单体，催化剂用量为起始剂质量的0.5％-0.7％。

步骤1)反应中，所述催化剂始终在步骤1)反应体系液面以下。

步骤1)反应在预处理装置中进行，所述预处理装置包括釜式反应器，所述釜式反应器上设置棒状金属钠进料装置，所述棒状金属钠进料装置与棒状金属钠吊笼通过弹性结构连接；所述棒状金属钠吊笼用于装催化剂棒状金属钠，使棒状金属钠在机械搅拌过程中仍然没入液面以下；所述釜式反应器上设置起始剂进料口，用于向釜式反应器内装入起始剂；所述釜式反应器上设置小分子醇滴加进料口，用于滴加小分子醇；所述釜式反应器内部设置有机械搅拌装置，用于搅拌釜式反应器内部反应。

所述釜式反应器还包括蒸汽加热、循环水冷却、真空、氮气保护和氮气置换等配置。

步骤1)中，所述棒状金属钠进料装置为50cm×50cm×50cm的不锈钢笼，放入5-10根/笼，吊入釜式反应器中，没入起始剂液面以下，更进一步地，在机械搅拌过程中不锈钢笼仍然没入液面以下。

步骤1)中，所述反应是指，在氮气保护工况下，依次向预处理装置中加入起始剂、小分子醇，将棒状金属钠放入不锈钢笼后吊入预处理釜中，在氮气保护条件下，开启机械搅拌。

步骤1)中，所述反应，温度40-70℃之间，反应时间3.0-6.0h，即可得到澄清透亮的活化起始剂。

本发明对预处理釜进行了优化设计，将棒状金属钠放置于不锈钢笼中，没入起始剂液面以下，防止金属钠升温软化后粘结在搅拌桨叶或者釜内的内盘管上，导致局部过热或者反应不充分，影响起始剂与金属钠的反应时间。

步骤2)中，所述一级反应装置，为常用的第5代PRESS反应器，具有卧式反应器和立式收集罐，大循环连接到卧式反应器，小循环连接到立式收集罐。

步骤2)中，所述环氧烷烃，包括环氧乙烷、环氧丙烷、环氧环己烷、氧化苯乙烯、缩水甘油、丁基缩水甘油、乙基缩水甘油、苯基缩水甘油等环氧烷烃；优选的，采用的环氧烷烃中，环氧乙烷占环氧烷烃用量的95％-100％，其他环氧烷烃的用量为0％-5％。

步骤2)中，所述一级反应装置，仅进行环氧烷烃的通料，不进行熟化和脱挥工序，制备的聚醚大单体的理论数均分子量≤3000。

步骤2)中，所述一级反应装置，反应温度在115±5℃，反应压力≤450KPa。

步骤3)中，所述二级反应装置，为环氧烷烃从反应器底部进料搅拌釜式反应器。为保障釜式反应器内具有一定粘度物料的传质传热效率，环氧烷烃从反应器底部进料，机械搅拌具有多层搅拌桨叶，物料自底部管线经外循环泵泵送至文丘里喷嘴装置，与来自釜式反应器顶部的未反应的环氧烷烃在文丘里喷嘴装置内充分混合后再次进入釜式反应器。设备结构如下图2所示。

所述二级反应装置包括搅拌釜式反应器，所述搅拌釜式反应器内部设置雾化喷头，将环氧烷烃雾化成小颗粒喷入液体中，提升气液接触的传质和传热效果；所述搅拌釜式反应器内设置多层桨叶的机械搅拌装置，用于搅拌反应釜内的物料反应；所述搅拌釜式反应器的釜顶与文丘里喷嘴装置通过连接管线连接；釜顶气体与液体物料，在文丘里喷嘴中混合，进一步提升气液混合效果，所述文丘里喷嘴装置与外循环泵通过列管式换热器连接。

所述二级反应装置接收来自一级反应装置的聚醚中间体，通过一级反应装置中环氧烷烃进料量，核算聚醚中间体的理论数均分子量，如果与聚醚大单体的设计数均分子量相同，则在二级反应装置中进行熟化和脱挥工序；如果小于聚醚大单体的设计数均分子量，则核算剩余环氧烷烃通料量，在二级反应装置中继续环氧烷烃进料，进料结束后再进行熟化和脱挥工序。

一级反应装置中完成环氧烷烃进料的聚醚中间体，由一级反应装置泵送至搅拌釜式反应器7，依次开启多层桨叶的机械搅拌装置9和外循环泵11，物料进入列管式换热器13，换热后物料从换热器出口进入进入文丘里喷嘴装置10，与搅拌釜式反应器顶部引出的气体在文丘里喷嘴装置10中充分混合，物料从文丘里喷嘴装置出口进入搅拌釜式反应器7的中部。待物料循环稳定后，开启环氧烷烃进料管线，计量的环氧烷烃经雾化喷头8，从搅拌釜式反应器底部喷入反应器内，与液体聚醚进行反应，未反应的环氧烷烃上升至反应器顶部，通过釜顶与文丘里喷嘴装置的连接管线12，经管线引出后进入文丘里喷嘴装置10，与列管式换热器13换热后的物料，在文丘里喷嘴装置10充分混合后，再次进入搅拌釜式反应器7。

本发明对二级反应装置的釜式反应器的结构进行了优化，一是环氧烷烃从反应器底部进料；二是在釜式反应器的外循环管线上加装文丘里喷嘴装置，同时将反应器顶部未反应的环氧烷烃通过管线接入到文丘里喷嘴装置与液体物料充分混合。上述结构上的优化，保障了液体物料尤其是高粘液体物料在釜式反应器的传质传热效果，提升聚醚大单体的生产效率。

更进一步地，在聚醚中间体转入二级反应装置后，一级反应装置重新开始下一批次的活化起始剂进料和环氧烷烃通料，充分发挥PRESS反应器在低数均分子量聚醚生产过程中的效率。将对生产效率要求不高的熟化和脱挥工序或者PRESS反应器无法满足生产要求的高数均分子量的聚醚大单体的生产工序转移至更为适合的釜式反应器。充分发挥不同聚醚大单体反应器的特点和性能优势。

步骤3)中，转入二级反应装置的聚醚中间体，达到设计数均分子量的工况下，在二级反应装置进行熟化和脱挥工序，熟化温度115±5℃，熟化压力≤450KPa，熟化时间1.0h；脱挥压力-0.1MPa，脱挥温度80±5℃，脱挥时间0.5h。

步骤3)中，转入二级反应装置的聚醚中间体，未达到设计数均分子量的工况下，根据已进料环氧烷烃量，核算剩余需进料环氧烷烃量，在二级反应装置中继续环氧烷烃进料。二级反应装置的反应温度120±5℃，反应压力≤450KPa；环氧烷烃通料结束后，进行熟化和脱挥工序，熟化温度120±5℃，熟化压力≤450KPa，熟化时间1.0h；脱挥压力-0.1MPa，脱挥温度100±5℃，脱挥时间0.5h。

步骤3)中，所述二级反应装置中，需继续进料的环氧烷烃的，环氧烷烃仅为环氧乙烷。

本发明提供的聚醚大单体，采用以上方法制备得到，为无色或者淡黄色，数均分子量2000-8000之间，有效含量≥96％，双键保留率≥96％。

综合上述各设备构成的描述，本发明所述的反应装置系统，包括预处理釜、一级反应装置和二级反应装置构成的聚醚大单体的高效制备系统，如图3所示。

本发明对起始剂与金属钠的反应进行了优化，使用反应活性更高的小分子醇作为添加剂，在金属钠与起始剂的接触界面与金属钠反应，更新起始剂与金属钠的接触界面，防止起始剂的醇钠盐在接触界面的累积，提升金属钠与起始剂的反应速率，缩短金属钠与起始剂(特别是大分子量的起始剂)之间的反应时间。更进一步地，相对于直接使用甲醇钠作为催化剂，本发明所述方法生成的甲醇钠在催化剂中的占比显著下降，对最终制备的聚醚大单体的纯度影响不大。反应中，金属钠与起始剂的羟基反应活性随着碳链延长减弱，而且金属钠与起始剂反应生成的有机醇钠容易在反应界面累积，进一步降低反应效率。使用反应活性最高的甲醇作为添加剂，连续滴加进入反应体系，能够快速的与金属钠反应，更新接触界面，保证起始剂和金属钠的反应速率。

本发明主要有益效果在于：

采用PRESS对低数均分子量聚醚的高效率合成，结合釜式反应器对高数均分子量聚醚的传质传热性能优势，将两种反应器串联构成反应系统，具体为：使用PRESS反应器与釜式反应器两级反应器串联，利用PRESS反应器的高效率进行数均分子量≤3000的聚醚大单体的环氧烷烃进料，将对生产效率要求不高的熟化和脱挥工序转移至釜式反应器进行；对于数均分子量＞3000的聚醚大单体，先利用PRESS反应器制备出聚醚中间体，然后转移至釜式反应器进行剩余环氧烷烃通料，利用釜式反应器在高粘工况下的传质传热性能优势，依次完成剩余环氧烷烃进料、熟化和脱挥等工序，高效率的完成高数均分子量的聚醚大单体的生产。对较宽数均分子量范围内的聚醚大单体均具有较好的生产效率，数均分子量≤3000，与单独使用PRESS反应器同；数均分子量＞3000，优于单独使用PRESS反应器。

附图说明

图1为预处理装置结构示意图；图1中，1为棒状金属钠进料装置，2为棒状金属钠吊笼，3为机械搅拌装置，4为起始剂进料口，5为小分子醇滴加进料口，6为釜式反应器。

图2为二级反应装置结构示意图；图2中，7为搅拌釜式反应器，8为雾化喷头，9为多层桨叶的机械搅拌装置，10为文丘里喷嘴装置，11为外循环泵，12为釜顶与文丘里喷嘴装置的连接管线，13为列管式换热器。

图3为本发明整体反应装置结构示意图。

具体实施方式

下面通过实例详细地描述本发明，这些实例仅仅是说明性的，不代表限制本发明的适用范围，根据本文的公开，本领域技术人员能在本发明范围内对化学试剂、工艺和反应设备进行改变。凡根据本发明精神实质所做的等效变化或者修改，都应涵盖在本发明的保护范围之内。

本发明实施例中，聚醚大单体的羟值和双键保留率参考JC/T2033-2018《混凝土外加剂用聚醚及其衍生物》中规定的方法测试，根据实测羟值换算聚醚大单体的数均分子量。聚醚大单体的各出峰的含量通过面积百分比进行计算，使用大连依利特ichrom 5100型高效液相色谱仪测定，具体参数为：流动相:甲醇/水体积比4；流动相速度:1ml/min；进样量:20μl；制样浓度:0.5％(样品g/流动相g)；检测器:示差折光检测器。

实施例分为三部分内容，首先活化起始剂的制备，其次是聚醚中间体的制备，最后是聚醚大单体成品的制备。实施例中所述份特指为质量份，其他物料的加入量均换算为质量份。

一、活化起始剂的制备：

活性起始剂由起始剂、棒状金属钠、甲醇进行反应制备，在预处理装置中进行，所述预处理装置包括釜式反应器6，所述釜式反应器6上设置棒状金属钠进料装置1，所述棒状金属钠进料装置1与棒状金属钠吊笼2通过弹性结构连接；所述棒状金属钠吊笼2用于装催化剂棒状金属钠，为50cm×50cm×50cm的不锈钢笼，使棒状金属钠在机械搅拌过程中仍然没入液面以下；所述釜式反应器上设置起始剂进料口4，用于向釜式反应器内装入起始剂；所述釜式反应器上设置小分子醇滴加进料口5，用于滴加小分子醇；所述釜式反应器内部设置有机械搅拌装置3，用于搅拌釜式反应器内部反应。将起始剂通过起始剂进料口4加入釜式反应器6中，开启机械搅拌装置3搅拌充分混合0.5h。将棒状金属钠装入不锈钢棒状金属钠吊笼2，每个吊笼装入5-10根棒状金属钠，没入起始剂液面以下，然后通过小分子醇滴加进料口开始匀速滴加甲醇。在氮气保护条件下，反应温度控制在40-70℃之间，反应时间3.0-6.0h，得到澄清透明的活化起始剂。活化起始剂的物料配比如表1所示。

表1活性起始剂的物料配比表(用量为质量份)

表1中，Q-10与Q-1的催化剂摩尔用量相同，Q-11与Q-7的催化剂摩尔用量相同。

二、聚醚中间体的制备：

将活化起始剂转入一级反应装置(第5代PRESS反应器)中，真空抽至-0.1MPa，然后氮气补充至常压，重复以上操作3次，再次将一级反应装置抽至-0.1MPa。开启一级反应装置的大小循环，通过大小循环管线上的换热器将一级反应装置中的物料加热至100℃，开始环氧烷烃进料。采用的环氧乙烷占环氧烷烃用量的95％-100％，其他环氧烷烃的用量为0％-5％；环氧烷烃通料过程中反应温度控制在115±5℃，反应压力控制在≤450KPa。环氧烷烃通料结束后将物料直接转入二级反应装置，二级反应装置已提前完成3次氮气置换并真空抽至-0.1MPa。

聚醚中间体与聚醚大单体的数据分子量设计如表2所示。聚醚中间体在一级反应装置的物料配比如表3所示。

表2聚醚中间体与聚醚大单体成品的数均分子量设计

表3一级反应装置的物料配比表

聚醚中间体在一级反应装置的工艺参数统计如表4所示。

表4一级反应装置的工艺技术参数

从表4中数据可知，PRESS反应器中，聚醚中间体的分子量与通料速率之间为非线性关系，随着聚醚中间体的分子量增加通料速率逐渐下降，尤其是制备数均分子量大于3000的聚醚中间体，通料速率下降更为显著。

三、聚醚大单体成品的制备：

将聚醚中间体从一级反应装置转入二级反应装置中，二级反应装置已提前完成3次氮气置换并真空抽至-0.1MPa，开启二级反应装置的机械搅拌和外循环泵。二级反应装置中，环氧烷烃从反应器底部进料，机械搅拌具有多层搅拌桨叶，物料自底部管线经外循环泵泵送至文丘里喷嘴装置，与来自釜式反应器顶部的未反应的环氧烷烃在文丘里喷嘴装置内充分混合后再次进入釜式反应器。具体为：一级反应装置中完成环氧烷烃进料的聚醚中间体，由一级反应装置泵送至二级反应装置中搅拌釜式反应器7，依次开启多层桨叶的机械搅拌装置9和外循环泵11，物料进入列管式换热器13，换热后物料从换热器出口进入进入文丘里喷嘴装置10，与搅拌釜式反应器顶部引出的气体在文丘里喷嘴装置10中充分混合，物料从文丘里喷嘴装置出口进入搅拌釜式反应器7的中部。待物料循环稳定后，开启环氧烷烃进料管线，环氧烷烃从反应器底部进料，计量的环氧烷烃经雾化喷头8，从搅拌釜式反应器底部喷入反应器内，与液体聚醚进行反应，未反应的环氧烷烃上升至反应器顶部，通过釜顶与文丘里喷嘴装置的连接管线12，经管线引出后进入文丘里喷嘴装置10，与列管式换热器13换热后的物料，在文丘里喷嘴装置10充分混合后，再次进入搅拌釜式反应器7。

对于达到设计数均分子量的聚醚中间体，经熟化和脱挥工序后得到聚醚大单体成品。熟化温度115±5℃，熟化压力≤450KPa，熟化时间1.0h。熟化结束后进行脱挥工序，脱挥温度80±5℃，脱挥压力-0.1MPa，脱挥时间0.5h。

对于未达到设计数均分子量的聚醚中间体，核算剩余未进料环氧烷烃量。在反应温度为120±5℃、反应压力≤450KPa的工况下，进行剩余环氧烷烃进料。环氧烷烃进料结束后，进入熟化和脱挥工序。熟化温度120±5℃，熟化压力≤450KPa，熟化时间1.0h；脱挥压力-0.1MPa，脱挥温度100±5℃，脱挥时间0.5h。具体参数如表5所示。

表5二级反应装置中的环氧烷烃用量及工艺技术参数

从表4和表5中数据可知，采用本发明所述二级反应装置串联构成的系统，聚醚大单体成品数均分子量≤3000的，环氧烷烃总通料时长与单独使用PRESS反应器的对比实施例相近；聚醚大单体成品数均分子量＞3000的，环氧烷烃总通料时长较单独使用PRESS反应器的对比实施例缩短1.0h以上，说明本发明所述聚醚大单体成品的制备系统对高数均分子量的聚醚大单体的生产更为有利，能够显著节约生产能耗。

本发明所述聚醚大单体成品的羟值、数均分子量、双键保留率和有效含量等均进行了测试，测试结果如表6。

表6聚醚大单体成品的分析测试

从表6中数据可知，采用本发明所述二级反应装置串联构成的系统，聚醚大单体的羟值、数均分子量、双键保留率和有效含量等指标均比较正常。采用本发明所述活化起始剂制备的聚醚大单体的羟值、数均分子量、双键保留率和有效含量等指标均好于使用甲醇钠为催化剂制备的活化起始剂。

Claims (10)

1.一种聚醚大单体的制备方法，其特征在于，所述制备方法包括以下步骤：

一种聚醚大单体的制备方法，包括以下步骤：

1)将起始剂、小分子醇、催化剂混合，反应至澄清溶液，得到活化起始剂；

2)将活化起始剂转入一级反应装置，通入环氧烷烃，制得聚醚中间体；

3)将聚醚中间体转移至二级反应装置，制备聚醚大单体。

2.根据权利要求1所述的制备方法，其特征在于，步骤1)中，所述起始剂，选自烯丙醇、甲基烯丙醇、3-甲基-3-丁烯-1-醇、4-甲基-4-戊烯-1-醇、7-辛烯-1-醇、3,7-二甲基-7-辛烯-1-醇、10-十一烯醇、异蒲勒醇、乙二醇单乙烯基醚，二乙二醇单乙烯基醚、4-羟丁基乙烯基醚不饱和醇中的一种。

3.根据权利要求1所述的制备方法，其特征在于，步骤1)中，所述小分子醇，选自甲醇。

4.根据权利要求1所述的制备方法，其特征在于，步骤1)中，所述催化剂，选自金属钠。

5.根据权利要求4所述的制备方法，其特征在于，步骤1)反应中，所述催化剂始终在步骤1)反应体系液面以下。

6.根据权利要求1所述的制备方法，其特征在于，步骤1)中，所述反应，温度40-70℃之间，反应时间3.0-6.0h。

7.根据权利要求1所述的制备方法，其特征在于，步骤2)中，所述一级反应装置为PRESS反应器，反应温度在115±5℃，反应压力≤450Kpa。

8.根据权利要求1所述的制备方法，其特征在于，步骤3)中，步骤3)中，所述二级反应装置，为环氧烷烃从反应器底部进料搅拌釜式反应器。

9.根据权利要求1所述的制备方法，其特征在于，步骤3)中，转入二级反应装置的聚醚中间体，达到设计数均分子量的工况下，在二级反应装置进行熟化和脱挥工序，熟化温度115±5℃，熟化压力≤450KPa，熟化时间1.0h；脱挥压力-0.1MPa，脱挥温度80±5℃，脱挥时间0.5h；

或，步骤3)中，转入二级反应装置的聚醚中间体，未达到设计数均分子量的工况下，在二级反应装置中继续环氧烷烃进料，二级反应装置的反应温度120±5℃，反应压力≤450KPa；环氧烷烃通料结束后，进行熟化和脱挥工序，熟化温度120±5℃，熟化压力≤450KPa，熟化时间1.0h；脱挥压力-0.1MPa，脱挥温度100±5℃，脱挥时间0.5h。

10.一种权利要求1-9任一项所述的制备方法制备的聚醚大单体，其特征在于，所述聚醚大单体数均分子量2000-8000之间，有效含量≥96％，双键保留率≥96％。

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