纤维的熔融纺丝

纤维的熔融纺丝
H2H2C6H4
摘要：聚对苯二甲酸乙二醇酯化学式为-[OC-C OCO CO]-，简称PET，为高分子
聚合物，由对苯二甲酸乙二醇酯发生脱水缩合反应而来。

对苯二甲酸乙二醇酯是由对苯二甲酸和乙二醇发生酯化反应所得。

本文对PET的生产进行了详细的概述，包括其原料组成、常用催化剂以及聚合酯化的各种方法和操作流程,同时介绍了涤纶的制备方法和工艺流程，包括纺丝中各组件的作用和控制要点。

关键词：涤纶二步纺聚对苯二甲酸乙二醇酯对苯二甲酸乙二醇
1 引言
纤维成形过程包括液体纺丝及液体细流的冷却固化过程。

纺丝成形的方法较多，目前工业生产上主要采用熔法、干法及湿法。

这三种方法的纺丝及冷却固化过程的基本原理虽有相同之点，但各有其特点。

（1）熔法纺丝
熔法纺丝是很早就实现了工业化的纺丝法，无论从纺丝原理到生产实际过程都是很成熟的方法。

聚酯纤维、聚酰胺纤维、聚烯烃类纤维等均用此法生产。

熔法纺丝是在熔融纺丝机中进行的。

聚合物颗粒加入纺丝机后，受热熔融而成为熔体。

此熔体通过纺丝泵打入喷丝头，在一定的压力下熔体通过喷丝头的小孔流出，形成液体细流。

细流在纺丝通道流出时同空气接触，进行热交换冷却固化成为初生纤维。

纺丝中丝线的粗细及根数受到通道冷却速度的限制，所以纺丝的速度也受冷却速度的限制，一般可达1000～1500米／分。

如果采取措施，能强化冷却固化过程，改进通道的冷却条件，纺丝的速度可提高到4000～5000米／分。

纺成的丝线越粗，成形速度就越低。

熔体成形法所制得的纤维的纤度为0.25～20特，（注：9旦为1特）要形成更细的纤维将会增加成形的不稳定性，并降低生产能力。

如形成太粗的纤丝则传热困难，并将增加通道的长度。

如果用软化聚合物的方法成形，由于熔体的粘度太大，不可能将熔体从直径很小的喷丝孔中压出，所以不能生产很细的丝线。

在熔法及软化聚合物法制成纤度大的单丝时为了强化冷却过程，可以采用冷却浴（水浴及水溶液的方法）进行冷却。

用此法一般生产聚烯烃、聚酰胺、聚酯、聚氯乙烯及其它聚合物的单丝，成形的速度不大，一般为30米／分左右。

（2）干法纺丝
聚合物溶液干法成形时用纺丝泵喂料，从喷丝孔流出的液体细流送入成形通道，在此通道中吹入热空气蒸发溶剂，制得的丝线送入卷绕装置。

干法成形时溶剂的蒸发使聚合物产生解溶剂化作用，细流的流动性急剧下降，使其转为固态。

干法成形的纤维有醋酸纤维、聚烯烃、聚氯乙烯、过氯乙烯等纤维。

用挥发性溶剂增塑聚合物的成形与溶液干法原则上区别不大。

一般是聚氯乙烯和聚苯乙烯采用此法成形。

干法成形时速度由于受到丝线中溶剂挥发速度的限制，一般为100～500米／分，如果增大纺丝通道和降低纺丝的纤度时，可提高到700～1500米／分，但是这样高的速度会引起一
系列的困难。

在熔法和干法成形时丝线的纤度及其根数有一定的限制，低纤度的纤维由于纺丝液粘度
不高，成形的纤维达到1特。

用挥发性溶剂增塑聚合物的成形过程中所形成的丝线的纤度大
约为10～20特，用水增塑的聚乙烯醇成形的单纤维的纤度可达100特，但由于溶剂蒸发较慢，丝线的纤度一般不大于0.2特。

（3）湿法纺丝
聚合物溶液湿法成形时用纺丝泵加料，通过过滤器，通人沉浸在凝固池中的喷丝头，从
喷丝孔中流出液体细流在凝固浴中与凝固剂产生传质过程。

凝固剂向细流扩散，溶剂从细流
内向外扩散。

在传质过程中由于低分子组分的改变使聚合物凝固并形成固相纤维。

在凝固的
初期是形成含有大量溶剂的凝胶，再转变为固态纤维。

纺丝细流向凝固浴的组分之间产生双扩散过程，使聚合物的溶解度急剧地发生变化，聚
合物从纺丝溶液中分离出来形成纤维。

有时在湿法形成的凝固浴内还进行聚合物的化学改性。

湿法成形的纤维有：聚丙烯腈、聚氯乙烯、聚乙烯醇、粘胶纤维及其它纤维。

在湿法纺丝过程中有较多的生产设备及工艺过程，有不同的纺丝方法，这些方法决定于
凝固浴的形式及纺丝的速度。

水平式纺丝形成的细流长约为0.8～1米，采用高速或中速的沉
淀法沉淀分离出聚合物。

如生产聚氯乙烯纤维和聚丙烯腈短纤维时，纺丝板孔数较多，纺丝
细流的长度约为2～2.5米。

湿法纺丝过程中，由于沉淀中双扩散过程的限制，沉淀的速度一般较慢，所以成形速度
一般不高于20米／分，当其能用更快的速度沉淀出聚合物时，纺丝速度可达100～120米／分，更高的成形速度可达200米／分。

如像熔融法和干法纺丝一样，在湿法纺丝中的纤度和
纤维的根数也是有所限制的，丝线的最低纤度约为0.1特，最大不得大于1～2特，如要在纺
丝中形成更细的纤维，则纺丝过程的稳定性下降，纺丝过程很难进行。

如形成太粗的纤维，
又受到凝固过程中扩散速度的限制。

一般水平式纺丝机，丝线根数为10～10000，短纤维的
纺丝速度比长纤维要少1.5～2.0倍左右。

湿法纺丝的方法较多，有水平式纺丝法，沉淀池纺
丝法，漏斗喇叭形纺丝机法，立式纺丝法等。

喇叭漏斗形的纺丝法用于凝固速度很慢的聚合物溶液。

此法的特点是纺丝细流从喇叭口
流出后，需要较长的时间进行凝固，才能完成凝固过程。

如要求纺出液体细流能较快地进行凝固，一般都采用水平式或凝固浴式的纺丝法。

用此
类方法纺丝形成的丝线不太长（约为0.5米左右）。

用湿法成形由于凝固速度较慢的关系，所
以不可能使纺丝速度提得很高。

聚酯纤维是由大分子链中各链节通过酯基相连的成纤高聚物纺制而成的纤维。

1894年Vorlander采用丁二酰氯和乙二醇制得低分子量的聚酯；1898年Einkorn合成聚
碳酸酯；1928年Carothers对脂肪族二元酸和乙二醇的缩聚进行了研究，并最早用聚酯制成
了纤维。

早年合成的聚酯大都为脂肪族化合物，其相对分子质量及熔点都较低，且易溶于水，
故不具有纺织纤维的实用价值。

1941年Whinfield和Dickson用对苯二甲酸二甲酯（DMT）
和乙二醇（EG）合成了聚对苯二甲酸乙二酯（PET），这种聚合物可通过熔体纺丝制得性能
优良的纤维，即我们通常所说的涤纶，1953年美国首先建厂生产聚酯纤维。

随着有机合成和高分子科学与工业的发展，近年研制开发出多种具有不同特性的实用性聚酯纤维。

如具有高伸缩弹性的聚对苯二甲酸丁二酯（PBT）纤维及聚对苯二甲酸丙二酯（PTT）纤维，具有超高强度、高模量的全芳香族聚酯纤维等。

目前所谓“聚酯纤维”通常
指聚对苯二甲酸乙二酯纤维。

聚酯纤维问世虽晚，但由于具有一系列优良性能，如断裂强度和弹性模量高，回弹性适中，热定型性能优异，耐热和耐光性好，织物具有洗可穿性等，故有广泛的服用和产业用途。

同时由于近年石油化工业飞速发展，为涤纶生产提供了更加丰富而廉价的原料；加之近年化工、机械、电子自控等技术的发展，使涤纶原料生产、纤维成型和加工等过程逐步实现短程化、连续化、自动化和高速化。

目前，聚酯纤维已成为发展速度最快，产量最大的合成纤维品种。

聚对苯二甲酸乙二酯（PET）属于结晶性高聚物，其熔点（T m）低于热分解温度（T d），因此常采用熔体纺丝法。

熔体纺丝的基本过程包括：熔体的制备，熔体自喷丝孔挤出，熔体细流的拉长变细同时冷却固化，以及纺出丝条的上油和卷绕。

目前，聚酯纤维的熔体纺丝成型可分为切片纺丝和直接纺丝两种方法。

20世纪70年代以来，高速纺丝技术快速发展，不仅大大提高了生产效率和过程的自动
化程度，而且进一步将纺丝和后加工联合起来，可从纺丝过程中直接制得有实用价值的产品。

聚酯纤维一般以纺丝速度的高低来划分纺丝技术路线的类型，如常规纺丝技术、高速纺丝技术和超高速纺丝技术等。

（1）常规纺丝：纺丝速度1000～1500m/min，其卷绕丝为未拉伸丝，通称
UDY（undrawn yarn）。

（2）中速纺丝：纺丝速度1500～3000m/min，其卷绕丝具中等取向度，为中取向丝，通称MOY（medium oriented yarn）。

（3）高速纺丝：纺丝速度3000～6000m/min。

纺丝速度4000m/min以下的卷绕丝具有较高的取向度，为预取向丝，通称POY（pre-oriented yarn）。

若在纺丝过程中引人拉伸作用，
可获得具有高取向度和中等结晶度的卷绕丝，为全拉伸丝，通称FDY（fully drawn yarn）。

（4）超高速纺丝：纺丝速度为6000～8000m/min。

绕丝具有高取向度和中等结晶结构，为全取向丝，通称FOY（fully oriented yarn）。

聚酯纤维的纺丝技术在近年来得到迅速发展。

今后仍将沿着高速、高效、大容量、短流程、高度自动化的方向发展，并将加强差别化、功能化纤维纺制技术的开发。

2 实验部分
2.1 设备及试剂
（1）设备：酯化聚合共用釜及其周边设备、切粒机、真空转鼓干燥机
（2）试剂：对苯二甲酸乙二醇金属醋酸盐催化剂催化剂
2.2 聚对苯二甲酸乙二酯的制备
聚对苯二甲酸乙二酯（PET）的制备在工业生产中是以对苯二甲酸双羟乙二酯（BHET）为原料，经缩聚反应脱除乙二醇（EG）来实现的。

目前生产BHET的方法有酯交换法和直接酯化法。

2.2.1 对苯二甲酸双羟乙二酯的制备
（1）酯交换法：此法是先将对苯二甲酸（TPY）与甲醇反应生成粗对苯二甲酸二甲酯（粗DMT），经精制提纯后，再与EG进行酯交换反应，得到纯度较高的BHET。

在催化剂（Mn、Zn、Co、Mg等的醋酸盐）存在下，EG与DMT进行酯交换，生成BHET。

被取代的甲氧基与EG中的氢结合，生成甲醇。

DMT的酯交换反应实际分为两步完成：两个端酯基先后分两步进行反应，且两个酯基在两步反应中的活性相同。

在一定反应条件下酯交换反应达到可逆平衡。

酯交换反应是吸热反应，ΔH=11.221kJ/mol。

升高温度有利于酯交换，但热效应的数值很小，升高温度对反应平衡常数K值增加不大。

例如使用醋酸锌催化剂，180℃时，
K=0.3；195℃时，K=0.33。

所以，反应平衡时BHET的收率很低。

生产中为了增加BHET的收率，通常加入过量的EG，并从体系中排除反应副产物甲醇。

①间歇法酯交换：间歇法酯交换一般是与间歇缩聚相配套，主机只有一台酯交换釜和一台缩聚釜。

酯交换釜是一圆柱形反应釜，内装有锚式搅拌叶，釜外壁有联苯加热夹套，釜顶盖有加料孔、防爆装置和甲醇（或乙二醇）蒸气出口。

原料DMT、EG按DMT：EG=l：（2.3～2.5）（摩尔比。

EG过量，有利于增加BHET收率），金属醋酸盐催化剂按DMT重量的0.05%左右加人酯交换釜，先控制反应温度为
180～200℃，使酯交换反应生成的甲醇经酯交换釜上部的蒸馏塔馏出（称甲醇相阶段）。

生产中酯交换反应通常在常压下进行，甲醇馏出量达到理论生成量（按理论计算，每吨DMT生成甲醇约417L）的90%时，可认为酯交换反应结束，时间约4h。

酯交换反应结束后，随即加入缩聚催化剂三氧化二锑和热稳定剂亚磷酸三苯酯，可直接将物料放入缩聚釜进行缩聚；也可在酯交换结束后，将物料升温至230～240℃，使多余的EG被蒸出，并进行初期缩聚反应（称乙二醇相阶段），时间约1.5h，再放入缩聚釜进行缩聚。

酯交换过程蒸出的甲醇或EG 蒸气，先后经蒸馏塔和冷凝器冷凝，而所收集的粗甲醇和粗EG送去蒸馏提纯后回收再用。

②连续法酯交换：连续法酯交换是指物料在连续流动和搅拌过程中，完成酯交换反应。

连续酯交换装置有多种形式，如多个带搅拌装置的立式反应釜串联式，或卧式反应釜串联式和多层泡罩塔式等。

下面简要说明三个立式搅拌反应釜串联装置的连续酯交换流程。

三个立式反应釜的筒体为圆柱形，底部为锥形，内装有6根平行桨式搅拌叶，并有4块挡板。

釜内有不锈钢盘管，管内通人热联苯，用以加热反应物料。

DMT由甲酯化工段送来，与EG分别被预热到190℃，在常压下与催化剂一并定量连续加入第一酯交换釜，进行酯交换反应，酯交换率为70%，并利用物料位差，连续流经第二、
第三酯交换釜，继续进行反应（酯交换率分别提高到91.3%和97.8%），其后送入BHET贮槽，在槽内最终完成酯交换（酯交换率＞99%），并被连续、定量地抽出，送去缩聚。

各酯交换釜的上端均装有甲醇蒸馏塔（内充不锈钢环），反应生成的甲醇蒸气尽量排出．通过蒸馈塔后再被冷凝固收。

在连续酯交换工艺中，除了要控制好酯交换率外．还需严格控制反应物料的配比、反应
温度和反应时间。

物料配比通常为DMT：EG=l：2.15（摩尔比）。

由于连续酯交换时有低聚
物生成，反应釜内总有一定量的EG，因此，在配料时EG的用量比间歇酯交换时的用量小；反应温度按反应釜顺序依次升高，分别为190℃、210℃和215℃。

BHET贮槽的温度提高到235℃。

升高温度有利于加快最终反应的完成。

物料在每个反应釜内平均停留2～3h，在BHET贮槽内平均停留1.5h，总反应时间8～lOh，各釜（槽）内均为常压。

（2）直接酯化法：所谓直接酯化，即将TPA与EG直接进行酯化反应，一步制得BHET。

由于TPA在常压下为无色针状结晶或元定形粉末，其熔点（425℃）高于其升华温度（300℃），而EG的沸点（197℃）又低于TPA的升华温度。

因此，直接酯化体系为固相
TPA与液相EG共存的多相体系，酯化反应只发生在已溶解于EG中的TPA和EG之间。

溶液中反应消耗的TPA，由随后溶解的TPA补充。

由于TPA在EG中的溶解度不大，
所以在TPA全部溶解前，体系中的液相为TPA的饱和溶液，故酯化反应的速度与TPA浓度无关，平衡向生成BHET的方向进行，此时酯化反应为零级反应。

直接酯化为吸热反应，但热效应较小，为4.18kJ/mol。

因此，升高温度，反应速度略有
增加。

直接酯化也有间歇法和连续法两种方法。

目前工业生产多用连续法。

实现连续直接酯化需解决粉末状TPA与EG（液）的均匀混合、定量连续加料和连续固
液反应，提高酯化反应速度，抑制副反应等问题。

TPA粉末由料仓经计量送入浆料混合槽，EG与聚合催化剂在配料槽中充分混合，经中
间槽，也由泵定量送入浆料混合槽，物料在搅拌下充分混合，然后由泵定量送入酯化器。

该
装置的主体是三个带搅拌装置的圆柱形密闭立式釜。

而加热方式主要包括：第一釜为外夹套
及内列管加热，第二和第三釜为外夹套和内盘管加热，加热介质均为联苯。

物料靠位差连续
依次经过第一釜（酯化率为82%）、第二釜（酯化率达92%）和第三釜，最终完成酯化反应（酯化率大于99.4%）。

反应生成的水蒸气由每个釜上方进入分馏塔，随后导出冷凝器排放。

连续直接酯化控制的工艺参数如下：
①反应温度和压力：为加快反应速度，通常适当提高温度。

各釜物料温度顺次为264℃、266℃和270℃。

由于反应温度高于EG沸点，故导致反应釜内压力升高，通过控制反应温度、分馏柱温度和回流量，可控制反应釜内压力。

通常依次控制釜压为0.35MPa、0.27MPa和
0.12MPa。

一般而言，温度升高，使EG缩合的倾向增大，副产物二甘醇（DEG）增加，影响产品质量。

②配料比：EG与TPA完全酯化反应的理论配比为EG：TPA=2：1（摩尔比）。

由于直接酯化生成的BHET会进一步形成低聚体，释放出EG，所以，配料时通常控制EG低于完成酯化反应所需的理论量，即配浆时配比虽为1.3：1，但酯化时实际可达1.8：1。

③催化剂：TPA与EG直接酯化反应可用催化剂，但目前生产中一般都不需加入催化剂。

因为TPA分子中羧酸本身就起催化作用，这种催化实际为氢离子催化。

2.2.2 聚对苯二甲酸乙二酯的生产
（1）缩聚反应平衡
BHET的缩聚反应是可逆平衡的逐步反应，按下述步骤进行：
BHET+BHEF⇌二聚体＋EG
BHET＋二聚体⇌三聚体＋EG
BHET＋三聚体⇌四聚体＋EG
依此，反应继续进行。

除BHET分子的羟乙酯基和聚合体分子的羟乙酯基的反应外，羟乙酯基还可相互进行缩合反应。

在通常情况下，随缩聚反应的进行及EG的不断脱除，聚合度控制在100左右，个别情
况可达150～180。

（2）缩聚反应副反应
缩聚反应的同时会存在副反应，主要有大分子链端基裂解生成乙醛；生成环状低聚物；大分子中的酯键裂解；EG间分子缩合生成乙二醇醚（如二甘醇DEG）。

副反应使大分子的聚合度下降或生成许多有害杂质，令大分子末端带上许多其他基团，使PET发黄，稳定性下降。

为防止热分解，可加入热稳定剂如亚磷酸三苯酯或磷酸三苯酯。

（3）间歇法缩聚
间歇法缩聚通常与间歇法BHET生产流程相配合。

在间歇酯交换结束生成的BHET中加入0.03%～0.04%缩聚催化剂三氧化二锑和0.015%～0.03%热稳定剂亚磷酸三苯酯（均相对于DMT重量），于230～240℃常压蒸出EG（实际为常压缩聚）后，用氮气送入缩聚釜进行缩
聚反应。

缩聚釜是主体为圆柱形、底部为圆锥形的密闭不锈钢反应器，内有锚式搅拌叶，外有气相加热夹套。

物料在釜内的反应分两阶段控制，前段是低真空（余压约5.3kPa）缩聚，后段是高真空（余压小于66Pa）缩聚。

釜内真空是由釜外的五级蒸汽喷射泵或高真空度的真空泵建立的，反应生成的EG蒸汽被抽出和冷凝后送去蒸馆回收。

两段反应的温度均需严格控制，通常前段250～260℃，后段270～285℃。

当缩聚釜内搅拌电流增至一定数值（表示反应物料的表观粘度达一定值），或经取样测定聚合物特性粘度达到一定值（通常为0.64～0.66dL/g），即可打开缩聚釜出料阀，熔体经铸带头，到圆筒冷凝器，经冷却槽结成片状，由切粒机切成一定规格的PET粒子，再经筛选，除去过大或过小的粒子，风送至湿切片贮槽，以备切片干燥和纺丝。

（4）连续法缩聚
连续法缩聚流程：连续法缩聚工艺流程因设备选型以及上述工序生产BHET所采用的方法（酯交换或直接酯化法）和相互衔接方式等不同，差异很大，但各种连续法缩聚流程都有其共同的特点：
①物料在连续进料和出料的流动过程中完成缩聚反应。

物料的输送根据其性质和状态可
采用位差或机械泵等方法。

②随着缩聚反应的进行，物料的性质和状态发生连续变化，需采用多个反应器串联设备
分段进行工艺控制。

通常生产分三段或四段进行：第一段是脱除在酯化或酯交换过程多余的EG；第二段是在低粘度、低真空下缩聚；第三段是在高粘度、高真空下完成缩聚过程。

物料
在该装置内进行脱EG、预缩聚、前缩聚和后缩聚过程，从EG脱除塔至后缩聚釜出料，均采
用机械泵强制输送。

各反应器用多级蒸汽喷射泵抽真空。

脱EG塔抽出的EG蒸气由两个串
联的冷凝器回收，其余反应器抽出的EG蒸汽分别由相应的EG洗涤塔喷淋冷凝。

连续缩聚工艺控制：连续缩聚过程和间歇缩聚一样，也需要控制反应温度、系统的真空度、反应时间、催化剂用量以及料层厚度或搅拌状态等。

不同的是，由于连续缩聚是物料在
连续流动过程中完成缩聚反应，而且物料的性质和状态随反应进行的程度而连续变化。

因此，连续缩聚的工艺通常是根据物料性质和状态分三段控制。

①EG的脱除。

由酯交换或直接酯化工段来的BHET（已加入定量催化剂和稳定剂）中过
量的EG以及在脱EG塔（或釜）内BHET生成低聚物时释出的EG被大量蒸发除去，由于
EG蒸发吸热，此时需供给充分的热量。

EG脱除塔内物料粘度较低，余压20kPa即可，真空
度过高，则单体易被抽人真空系统。

反应温度也不宜过高，通常控制在235～250℃。

②预缩聚和（或）前缩聚。

此为缩聚反应进行的主要阶段，EG逸出量比前阶段相应减少，物料的表观粘度增大，EG不易逸出。

因此，需要升高温度，提高真空度和加强物料翻动或形成薄的料层，以促使EG蒸发，加速缩聚反应。

通常控制预缩聚时间1～1.5h，温度
273～280℃，余压约6.6kPa；前缩聚1.5~3h，275～282℃，余压小于400Pa。

不同的装置，
流程也不尽相同，有些装置有前缩聚但无预缩聚，某些装置有二道预缩聚但无前缩聚，而某
些装置既有预缩聚，又有前缩聚。

③后缩聚。

此为最终完成缩聚反应的阶段，此时物料粘度高，EG气泡难以形成和排除，故要求真空度很高。

通常控制温度为275～285℃，余压为100～300Pa，物料平均停留
1.5～5h。

2.3 聚对苯二甲酸乙二酯的纺丝
2.3.1 纺丝熔体的制备
由连续缩聚制得的聚酯熔体可直接用于纺丝，也可将缩聚后的熔体经铸带、切粒后经干
燥再熔融以制备纺丝熔体。

采用熔体直接纺丝，可省去铸带、切粒、干燥和螺杆挤出机等工序，大大降低了生产成本，但对生产系统的稳定性要求十分严格，生产灵活性也较差；切片
纺丝的生产流程较长，但生产过程较熔体直接纺易于控制，更多地用于纺细旦纤维。

用于合成纤维熔纺生产的主要设备之一是单螺杆挤出机，它由螺杆、套筒、传动部分以
及加料、加热和冷却装置构成。

根据螺杆中物料前移的变化和螺杆各段所起的作用，通常把螺杆的工作部分分为三段，
即进料段、压缩段和计量（均化）段。

固体切片从料筒进入螺杆后，首先在进料段被输送和
预热，接着经压缩段压实、排气并逐渐熔化，然后在计量段内进一步混合塑化，达到一定温
度后以一定压力定量输送至计量泵进行纺丝。

切片在螺杆挤出机中经历着温度、压力、粘度、物理结构与化学结构等一系列复杂的变化。

在整个挤出过程中，螺杆完成以下三个操作：切片的供给、切片的熔融和熔体的计量输出，同时使物料实现混匀和塑化。

按物料在挤出机中的状态，可将螺杆挤出机分成三个区域：固体区、熔化区和熔体区。

在固体区和熔体区物料是单相的，在熔化区是两相并存的。

这和
螺杆的几何分段（进料段、压缩段和计量段）在一定程度上相一致。

事实上，物料在螺杆挤
出机中的状态是连续变化的，不能机械地认为某种变化会截然局限在某一特定段内发生。

进
料段物料主要处于固体状态，但在其末端已开始软化并部分熔化；而在计量段主要是熔融状态，但在其开始的几节螺距还可能继续完成熔化作用。

螺杆挤出机的特征集中反映于螺杆的结构。

螺杆的结构特征主要包括螺杆直径、长径比、压缩比、螺距、螺槽深度、螺旋角、螺杆与套筒的间隙等。

这些因素相互联系，互相影响。

（1）螺杆直径：通常指螺杆的外径。

随螺杆直径的加大，产量上升，目前设计提高产量的挤出机均采用增加直径的方法。

然而直径太大会引起其他方面的问题，例如导致单位加热
面积所需加热的物料增加，传热变差，功率消耗增大等。

（2）长（L）径（D）比：长径比是指螺杆工作长度（不包括鱼雷头及附件）与外径之比。

物料在这个长度上被输送、压缩和加热熔化。

螺杆的加热面积和物料停留时间都与螺杆
长度成正比。

长径比大，有利于物料的混合塑化、提高熔体压力和减少逆流以及漏流损失。

目前一般采用L/D=20～27的螺杆，也有L/D=28～33的，但是螺杆太长，物料在高温下的停
留时间增加，会引起一些热稳定性较差的高聚物热分解。

（3）压缩比：螺杆的压缩作用以压缩比i表示。

压缩比主要决定于物料熔融后密度的变化，不同形态（粉状、粒状或片状）的物料其堆砌密度不同，压实和熔融后体积的变化也不同，螺杆的压缩比应与此相适应。

熔体纺丝用螺杆常用压缩比为3～3.5。

压缩比可以用改变螺距或改变根径来实现，变螺距螺杆不易加工，纺丝机所采用的大都
为等螺距螺杆，可通过螺纹沟槽深度的变化来实现压缩作用。

（4）螺距：当螺杆直径确定后，螺距t决定于螺旋角ϕ，t＝πD tanϕ。

随螺旋角不同，螺
杆的送料能力不同；不同形状的物料，对螺旋角的要求也不同。

通常，螺杆挤出机均供给固
体物料，并要兼具熔化物料的功能。

螺旋角ϕ的取值为17°38＇，螺距等于直径，此时螺旋
角的正切tanϕ=t/πD=l/π，在螺杆制造时较为方便。

（5）螺杆与套筒的间隙：这是螺杆挤出机的一个重要结构参数，特别在计量段，对产量影响很大，漏流流量与间隙的三次方成正比，当间隙δ=0.15D，漏流流量可达总流量的1/3，
故在保证螺杆与套筒不产生刮磨的条件下，间隙应尽可能取小值。

一般小螺杆间隙δ应小于0.002D，大螺杆δ应小于0.005D。

（6）套筒：套筒是挤出机中仅次于螺杆的重要部件，它和螺杆组成了挤出机的基本结构。

套筒实质上相当于一个压力容器和加热室，因此除考虑套筒的材质、结构、强度等外，还应
考虑其热传导和热容量，以及在工作时的熔体压力、螺杆转动时的机械磨损及熔体的化学腐。