Domaine technique

L’invention concerne le domaine de l’oligomérisation des oléfines telles que l’éthylène. Cette oligomérisation vise à produire des alpha-oléfines, utilisées comme co-monomères des procédés de production de différents grades de polyéthylène. L’invention vise plus particulièrement l’oligomérisation de l’éthylène en alpha-oléfines linéaires telles que le 1- butène, le 1-héxène, le 1-octène, ou un mélange d’alpha-oléfines linéaires.

La réaction d’oligomérisation est le plus souvent réalisée dans un procédé de catalyse homogène, notamment en phase liquide. Elle est par ailleurs fortement exothermique, nécessitant généralement un refroidissement externe via des échangeurs de chaleur. Technique antérieure

L’invention concerne le domaine des procédés d’oligomérisation mettant en oeuvre des réacteurs gaz/liquide, en général avec une mise en oeuvre de type colonnes à bulles. Du fait du caractère exothermique des réactions d’oligomérisation, les colonnes à bulles comprennent généralement, également, une boucle de recirculation consistant à soutirer une fraction liquide, à la refroidir par des échangeurs, et à la réintroduire dans l’enceinte réactionnelle/le réacteur. Ladite boucle de recirculation permet d’obtenir une bonne homogénéité des concentrations et de contrôler la température dans l’ensemble du volume réactionnel, du fait de la bonne capacité de transfert thermique liée à la boucle de recirculation. L’installation comprend également généralement, en aval du réacteur d’oligomérisation, une ou plusieurs colonnes de séparation, permettant d’isoler les produits de réaction voulus, et, éventuellement, de recycler le solvant et/ou l’éthylène qui n’aurait pas réagi. Des installations de ce type sont par exemple décrites dans les brevets EP- 2 703 373 et EP- 3 338884.

Les procédés d’oligomérisation avec ce type de réacteur gaz/liquide sont encore susceptibles d’amélioration. Ainsi, la phase gazeuse qui se trouve en partie supérieure du réacteur, encore appelée « ciel gazeux », comprend les composés gazeux peu solubles dans la phase liquide, des composés partiellement solubles dans le liquide mais inertes, ainsi que de l’éthylène gazeux non dissous dans ledit liquide, qui n’a pas réagi et qui est « monté » directement depuis la phase liquide en partie inférieure du réacteur vers la phase gazeuse en partie supérieure de celui-ci. Ce passage direct de l’éthylène gazeux de la phase liquide vers la phase gazeuse (ou ciel) est un phénomène appelé perçage. Ce perçage est notamment possible si la hauteur de la colonne à bulles ou si l’agitation en son sein sont trop faibles/insuffisantes pour que les bulles d’éthylène s’absorbent totalement dans le liquide. Or le ciel gazeux est régulièrement purgé : Lorsque la quantité d’éthylène gazeux présente dans le ciel gazeux est importante (avec une augmentation de pression associée), la purge du ciel gazeux entraîne une perte en éthylène non négligeable, ce qui nuit à la productivité du procédé d’oligomérisation. Cette purge peut se faire de manière séquentielle ou en continu. Dans ce dernier cas, il s’agit alors d’une purge équivalente en débit à une très faible quantité du débit d’éthylène entrant, en général inférieur à 5%, et de préférence la plus faible possible.

Par ailleurs la conversion de l’éthylène n’est que rarement totale, et une recycle de ce gaz peut être prévu dans l’étape de fractionnement en aval de la section réactionnelle. Enfin, un certain nombre des procédés d’oligomérisation utilisent un solvant qui, lui aussi, est recyclé depuis la section de fractionnement vers la section réactionnelle.

Par ailleurs, pour améliorer la performance du procédé d’oligomérisation, on tend à séparer l’éthylène non réagi du mélange réactionnel soutiré du réacteur, par une colonne de séparation par exemple, et à réinjecter cet éthylène en entrée du réacteur d’oligomérisation pour le recycler afin d’améliorer son taux de conversion. Mais on ne peut pas toujours le réinjecter directement, car, une fois séparé, dans certaines configurations, il peut se trouver à une pression inférieure à la pression du réacteur, et il est alors nécessaire de le comprimer avant injection, avec un compresseur dimensionné de façon appropriée. Il s’avère que le coût d’investissement (dimensionnement du compresseur) et de fonctionnement du compresseur (sa consommation électrique) pour comprimer l’éthylène recyclé n’est pas négligeable et pèse sur la rentabilité du procédé. (Dans d’autres configurations, cependant, le réacteur peut être à plus basse pression, autorisant alors le recycle direct d’éthylène depuis la colonne de séparation vers le réacteur.)

Par ailleurs, les procédés d’oligomérisation peuvent utiliser des solvants, comme, par exemple, mais de façon non limitative, le cyclohexane, qui est utilisé dans la section réactionnelle afin d’améliorer les performances du procédé, notamment pour obtenir un gain en sélectivité pour une conversion donnée. Le solvant est séparé des différents composants (éthylène non réagi, alpha-oléfines visées et autres produits générés dans la section réactionnelle) dans la section de fractionnement en aval de la section réactionnelle, puis, une fois séparé, renvoyé vers cette dernière.

Dans le cadre du présent texte, le terme « section réactionnelle » vise le ou les réacteurs de type gaz/liquide, avec un seul réacteur ou plusieurs réacteurs en série et/ou en parallèle, ainsi que leurs équipements associés, et, notamment, dans le cas des procédés d’oligomérisation intéressant l’invention : - la boucle de refroidissement comprenant un ou des échangeurs thermiques et associée au/à chacun des réacteurs pour contrôler l’exotherme de la réaction, - les moyens d’introduction du catalyseur dans le ou les réacteurs, par exemple sous forme d’une boucle d’introduction - distincte ou pas - de la boucle de refroidissement, - les moyens externes au réacteur pour séparer/neutraliser le catalyseur.

Dans le cadre de la présente invention, le terme « section de fractionnement » désigne le ou les dispositifs de séparation, notamment par distillation, disposés en aval de la section réactionnelle, avec un seul dispositif ou une pluralité de dispositifs disposés en série et/ou en parallèle, dispositifs qui peuvent être identiques ou différents par leur dimensionnement ou leur conception/fonctionnement.

Dans le cadre du présent texte, on comprend les termes « amont » et « aval » en fonction du sens général d’écoulement du fluide réactionnel dans l’unité de production

L’invention a alors pour but d’améliorer le procédé d’oligomérisation d’éthylène dans un réacteur gaz/liquide ou dans un réacteur tout liquide. Elle cherche notamment à améliorer la productivité/la rentabilité du procédé, notamment afin d’éviter le phénomène de perçage et/ou afin de limiter les coûts d’investissement et/ou d’exploitation du procédé.

Résumé de l’invention

L’invention a pour objet un procédé d’oligomérisation d’oléfine(s) en C2 à C4, notamment éthylène, propylène ou butène (ou le mélange d’au moins deux de ces oléfines), dans un réacteur d’oligomérisation gaz/liquide ou tout liquide à partir d’un solvant, d’un catalyseur d’oligomérisation et d’éthylène. Ce procédé est tel qu’on réalise une compression et un prémélange entre une phase liquide comprenant le solvant et une phase gazeuse comprenant la ou les oléfine(s) gazeuse(s) par une pompe polyphasique (b), avec dissolution partielle ou totale de la ou des oléfine(s) de la phase gazeuse dans la phase liquide et/ou prémélange entre les deux phases, avant introduction du prémélange obtenu dans ledit réacteur.

Autrement exprimé, selon un mode de réalisation, le procédé de l’invention est un procédé d’oligomérisation d’oléfine(s) ayant entre 2 et 4 atomes de carbones en alpha-oléfines linéaires réalisée par la mise en contact d’un solvant, d’un catalyseur d’oligomérisation et desdites oléfines comprenant :

- Une étape de dissolution partielle ou totale (saturation) en oléfines dudit solvant par la mise en oeuvre d’une pompe polyphasique (b), - Une étape de mise en contact du solvant saturé en oléfines avec le catalyseur d’oligomérisation dans un réacteur (c) d’oligomérisation gaz/liquide ou tout liquide.

Dans le reste du présent texte, quand on mentionne spécifiquement l’éthylène, par soucis de concision, on vise également toutes les oléfines en C2 à C4, donc aussi le propylène et les butènes, plus particulièrement le butène-1.

A noter également que l’on comprend par ces oléfines (en C2 à C4) soit une seule de ces oléfines (par exemple que de l’éthylène) ou un mélange d’au moins deux de ces oléfines (par exemple un mélange éthylène + propylène).

A noter aussi que le catalyseur d’oligomérisation peut comporter plusieurs composants, et est également indifféremment appelé système catalytique (d’oligomérisation).

L’invention propose ainsi de recourir à une pompe multiphasique pour prémélanger la phase liquide et la phase gazeuse qui alimentent le réacteur. Une pompe multiphasique (appelée aussi « MPP » pour l’acronyme de la désignation anglo-saxonne « Multi Phase Pump ») est une machine de compression rotodynamique, axiale, multi-étagée. Contrairement aux machines classiques (pompe et compresseur qui sont utilisés respectivement pour des fluides très largement majoritaires en liquide ou des fluides largement majoritaires en gaz, c’est-à-dire avec plus de 90% et souvent plus de 95% de la phase majoritaire), sa conception permet d'opérer des mélanges de liquide et de gaz sur une plage de fraction volumique de gaz très large, allant de 0% à 100%. La pompe comporte un agencement de plusieurs séries de compression, chacune composée d'étages de compression tous identiques par série. Chaque étage est lui-même composé d'un élément en rotation (impulseur) et d'un élément statique (redresseur). Le dimensionnement de la machine est basé sur un certain nombre de paramètres géométriques régis par des critères connus de l’homme de l’art. Plus précisément, en fonction des conditions d'entrée de la pompe imposées par le procédé et l'élévation de pression que doit réaliser la pompe polyphasique, sont réglés : le nombre de séries d'étages, c’est-à-dire le nombre de groupes d'étages identiques, le nombre d'étages par série, le diamètre extérieur, le diamètre d'entrée au moyeu, les angles des bords d'attaque et de fuite des aubages des rotors, la vitesse de rotation, ainsi que des rapports de sections de passage. Ces paramètres sont des données d'entrée pour l'utilisation d'un code numérique dédié à la génération d'une géométrie d'étages de compression diphasique. Une fois la géométrie créée, celle-ci est vérifiée et validée par l'emploi de critères, définis pour assurer le bon fonctionnement de l'étage de compression lorsque des mélanges de gaz et de liquide sont utilisés avec une fraction volumique de gaz (GVF) donnée. On rappelle que le GVF se calcule de la façon suivante : GVF = Qgaz (m ³ /h)/Qtotal (m ³ /h)

Ce type de pompe est déjà bien connu, et différentes conceptions de MPP sont décrites par exemple dans les brevets FR-2471 501 , US-4,365,932, US-4,641 ,679, FR-2 665224, US- 5,375,976 et FR-2 748 533.

Leur utilisation dans le domaine de la production pétrolière/de gaz naturel a déjà été proposée. Elle a notamment déjà été décrite dans les brevets EP-0 917 905 et FR- 0 860 442, dans le cadre du traitement d’effluent pétrolier/de gaz naturel contenant des impuretés de type gaz acides, du dioxyde de carbone et/ou de l'hydrogène sulfuré, pour réaliser la compression diphasique d’un gaz soluble ( gaz acides) dans un liquide (phase aqueuse, sous-produit du traitement de l’effluent pétrolier), l’objectif étant de réinjecter le mélange liquide obtenu dans un puits de production ou dans une cavité souterraine.

Par contre, on n’avait jusqu’ici pas envisagé l’utilisation de telles pompes dans d’autres domaines, notamment dans le domaine de la pétrochimie, par exemple dans les procédés d’oligomérisation d’éthylène. L’invention permet ainsi, dans ce dernier cas, d’assurer le prémélange d’un réactif gazeux, à savoir de l’éthylène, et de son solvant, en entrée de réacteur.

Et cette utilisation s’est révélée très intéressante à plusieurs titres : la MPP permet de comprimer le mélange jusqu’au niveau de pression régnant dans le réacteur d’oligomérisation, et, en même temps, de dissoudre l’éthylène gazeux dans le solvant. On vient donc injecter dans le réacteur, par une seule entrée (incluant un ou plusieurs points d’injection), une phase qui peut être très majoritairement, voire de préférence entièrement liquide : l’éthylène ainsi dissout réagit mieux, plus complètement que sous forme de bulles de gaz. Les risques de perçage, en diminuant ou même en supprimant les bulles gazeuses d’éthylène dans le réacteur, s’en trouvent fortement diminués voire supprimés. Le rendement s’en trouve amélioré. A noter cependant que, selon la configuration et le dimensionnement du réacteur, on peut envisager une entrée unique par un seul point d’injection dans le réacteur alimentée par le flux en sortie de la MPP, ou plusieurs entrées via plusieurs points d’injection avec les connexions fluidiques ad hoc entre la sortie de la MPP et ces points d’injection multiples.

En outre, et comme détaillé plus loin, on peut utiliser la MPP pour mélanger au solvant aussi bien de l’éthylène frais qu’éventuellement aussi de l’éthylène recyclé, récupéré par séparation en aval du réacteur d’oligomérisation. Et, dans ce dernier cas, la MPP se charge, au moins en partie, de la mise en pression de l’éthylène recyclé. Dans le cas où le réacteur se trouve à relativement haute pression (dans d’autres cas, le réacteur fonctionne à basse /plus basse pression), et qu’il faut donc comprimer l’éthylène recyclé avant de le réinjecter dans le réacteur, l’invention permet d’utiliser un compresseur pour la mise en pression de l’éthylène recyclé avant réinjection dans le réacteur qui ne nécessite pas autant de puissance que de façon conventionnelle. On peut donc utiliser un compresseur de taille plus petite et de consommation énergétique moindre, voire supprimer complètement le compresseur, ce qui est, en termes d’investissement et de coût de fonctionnement, très avantageux.

De préférence, la pompe polyphasique assure une dissolution totale de l’éthylène gazeux dans la phase liquide, jusqu’à avoir en sortie de la pompe une phase entièrement liquide. C’est la configuration la plus avantageuse, qui supprime les risques de perçage et optimise le contact éthylène/catalyseur dans une même phase liquide.

De préférence, on alimente la pompe polyphasique (b) avec la phase liquide et la phase gazeuse dans des proportions relatives correspondant à une fraction volumique de gaz GVF d’au moins 5%. Cette fraction volumique de gaz GVF peut monter jusqu’à 50, 60 et même 80% au besoin. C’est tout l’intérêt de ce type de pompe que de pouvoir permettre de mélanger une phase liquide avec une proportion très élevée, majoritaire, de gaz. On n’a donc aucun besoin d’adapter le ratio entre solvant et oléfines (éthylène) par rapport aux conditions opératoires conventionnelles, on peut conserver une forte proportion d’éthylène, ce qui est clairement avantageux (on peut ainsi conserver le même dimensionnement de réacteur, le même débit entrant d’ oléfines par rapport à son solvant, tout en augmentant le rendement de la réaction).

La pompe polyphasique peut assurer une montée en pression du mélange de la phase liquide et de la phase gazeuse jusqu’à la pression dans le réacteur d’oligomérisation, notamment jusqu’à une pression d’au moins 20 bars absolus, et même jusqu’à 30, 40, 50 ou 60 bars absolus ou plus. (La pression en « bar absolu » est aussi notée de façon abrégée par « bara »). En effet, le choix de la pression régnant dans le réacteur d’oligomérisation dépend d’un certain nombre de paramètres (en particulier, les composés considérés, les performances catalytiques du catalyseur (activité, conversion et sélectivité), sa concentration, le taux de solvant), mais elle est généralement d’au moins 20, 40, et même parfois supérieure à 60 bara. Avantageusement, la phase liquide et la phase gazeuse qui sont comprimées et prémélangées par la pompe polyphasique (b) avant introduction dans le réacteur comprennent au moins pour partie, respectivement, du solvant recyclé et/ou de l’éthylène recyclé (oléfines C2-C4), qui est/sont recyclé(s) par séparation en aval du réacteur.

On peut faire une première séparation, notamment par une ou plusieurs première(s) colonnes de fractionnement en aval du réacteur (c), du mélange réactionnel issu de l’oligomérisation réalisée dans le réacteur (c), ledit mélange comprenant la ou les oléfines C2-C4 (de l’éthylène), du solvant, un catalyseur d’oligomérisation, et des produits d’oligomérisation, de façon à obtenir une fraction de tête contenant la ou les oléfines (de l’éthylène) et au moins une fraction de fond. On peut utiliser pour ce faire tout moyen connu de séparation, comme une colonne de distillation en aval du réacteur. Cette séparation a pour objectif de récupérer la ou les oléfines C2-C4 (l’éthylène) n’ayant pas réagi.

On peut faire une deuxième séparation d’au moins une partie de la fraction de fond issue de la séparation du mélange, notamment par une ou plusieurs deuxièmes(s) colonnes de fractionnement en aval de la ou des première(s) colonnes, en au moins une fraction de tête enrichie en produits d’oligomérisation et une fraction de fond enrichie en solvant. On peut utiliser pour ce faire tout moyen connu de séparation, comme une autre colonne de distillation en aval de la précédente. Cette séparation a pour objectif de récupérer, pour le réutiliser, le solvant.

Il est à noter que, selon le type de schéma de fractionnement choisi dans la section de fractionnement, à adapter en fonction des produits recherchés, la séparation du solvant peut être réalisée dans la deuxième séparation ou dans une n ^lème séparation, réalisée en aval de la section réactionnelle, en tête de colonne ou bien en fond de colonne, les termes « première » et « deuxième » séparations ne sont donc pas à comprendre littéralement et sont juste indiqués pour signifier que l’une se fait en aval de l’autre, mais pas nécessairement de façon consécutive.

On peut recycler au moins une partie de la fraction de tête contenant la ou les oléfines C2- C4 (l’éthylène), dite les oléfines (éthylène) recyclée(s), issue(s) de la première séparation, ces oléfines recyclées pouvant alors faire partie de la phase gazeuse sur laquelle sont réalisés la compression et le prémélange par la pompe polyphasique. Cette fraction gazeuse est composée essentiellement de la ou les oléfines C2-C4 (de l’éthylène), mais peut aussi comprendre des traces de produits plus lourds (alpha-oléfine recherchée, ou autres alcènes et/ou alcanes produits par la réaction) et/ou des traces de solvant et/ou des traces d’autres composés présents dans la charge d’éthylène (traces de méthane, d’éthane ...)..

On peut recycler au moins une partie de la fraction de fond enrichie en solvant, dite solvant recyclé, issue de la deuxième, ou n' ^eme , séparation, ce solvant recyclé pouvant alors faire partie de la phase liquide sur laquelle est réalisé la compression et le prémélange par la pompe polyphasique.

On peut faire ensuite une deuxième séparation d’au moins une partie de la fraction de fond issue de la séparation du mélange en au moins une fraction de tête enrichie en produits d’oligomérisation et une fraction de fond enrichie en solvant, ou en au moins une fraction de tête enrichie en solvant et une fraction de fond enrichie en produits d’oligomérisation (ce dernier cas, notamment, quand on veut séparer le solvant de produits lourds).

Avantageusement, on peut recycler au moins une partie de la fraction de fond enrichie en solvant, dite solvant recyclé, issue de la deuxième séparation pour faire partie de la phase liquide en entrée du réacteur d’oligomérisation, notamment après compression optionnelle (dans le cas, notamment, où le réacteur d’oligomérisation opère à haute pression). Cette fraction liquide est essentiellement composée de solvant mais peut aussi comprendre des traces d’alpha-oléfine(s) (éthylène), de produits ou de coproduits de la réaction, et/ou du catalyseur soluble en milieu liquide. Il est aussi possible que le solvant soit récupéré en tête de colonne, dans le cas d’une séparation entre solvant et produits lourds.

Le procédé selon l’invention cherche donc à optimiser le recyclage des oléfines (de l’éthylène) et du solvant en proposant de les combiner, au moins partiellement.

De préférence, la phase gazeuse contenant la/les alpha-oléfine(s) gazeuse(s), comme de l’éthylène gazeux, qui est comprimée et prémélangée par la pompe polyphasique comprend une/des oléfines C2-C4 frais (l’éthylène frais) et/de une/des oléfines C2-C4recylclée(s) (de l’éthylène recyclé) en sortie du réacteur.

De préférence, on alimente la pompe polyphasique en phase gazeuse et en phase liquide via un dispositif de régulation de débit, ou de régulation de niveau liquide, notamment de type ballon de mélange gaz/liquide, qui est disposé en amont de ladite pompe polyphasique et lui-même alimenté, d’une part en oléfines C2-C4 frais (éthylène frais) ou en oléfines C2- C4 recyclée(s) (de l’éthylène recyclé) ou en un mélange d’alpha-oléfine(s) C2-C4 frais et d’alpha-oléfine(s) C2-C4 recyclée(s) (par exemple un mélange d’éthylène frais et d’éthylène recyclé), et d’autre part en solvant, notamment en solvant recyclé. Ce ballon (ou autre dispositif équivalent) permet, d’une part, d’assurer une mise en contact des deux phases gaz et liquide afin d’assurer une alimentation la plus stable possible de la pompe, et d’autre part d’offrir un volume de stockage « tampon » pour une certaine quantité de gaz et de liquide, permettant d’alimenter la pompe même en cas de problèmes opératoires temporaires.

Une partie de la ou des oléfine(s) C2-C4 (l’éthylène gazeux) alimentant le réacteur d’oligomérisation, notamment tout ou partie d’oléfines C2-C4 recyclée(s) (d’éthylène recyclé), et/ou tout ou partie d’alpha-oléfine(s) C2-C4 frais (de l’éthylène frais), peut être introduite en sortie de la pompe polyphasique ou en entrée du réacteur d’oligomérisation.

Selon un mode de réalisation, la ou les oléfines C2-C4 (l’éthylène) alimentant le réacteur d’oligomérisation est pour partie des oléfines C2-C4 recyclées (de l’éthylène recyclé) qui est/sont optionnellement comprimée(s) avant réintroduction dans ledit réacteur.

Selon un mode de réalisation, la ou les oléfine(s) C2-C4 recyclée(s) (l’éthylène recyclé) par séparation en sortie du réacteur est/sont comprimée(s) avant introduction dans le réacteur par une pluralité de n compresseurs en série, et la pompe polyphasique comprend une pluralité de m étages successifs, avec, en sortie de chacun des n-1 compresseurs, un premier flux alimente le compresseur suivant et un deuxième flux alimente l’entrée d’un étage de la pompe polyphasique. On a ainsi des compresseurs en cascade, avec en sortie de chaque compresseur une partie du flux qui alimente un étage de la MPP (les étages sont alimentés successivement, d’amont en aval). L’intérêt d’une telle configuration est de remplacer un unique compresseur pour les oléfines C2-C4 recyclées (l’éthylène recyclé) par une série de compresseurs plus petits, afin de réduire le débit opératoire de chacun de ces « petits » compresseurs par rapport à celui du compresseur unique, de réduire aussi, pour chacun de ces compresseurs, la différence de pression à atteindre, et de garder un débit volumique de gaz constant à chaque étage de la MPP, une partie du gaz ayant été dissous dans la phase liquide du fait du très bon niveau d’agitation à chaque étage de la pompe.

La pompe polyphasique est par exemple une pompe diphasique comprenant jusqu'à 3 séries d'étages de compression, comprenant chacune jusqu'à 5 étages de compression identiques, et une puissance d’au moins 100kW jusqu’à 3000 kW : Son dimensionnement est à ajuster en fonction des débits des phases liquide et gazeuse à prémélanger, qui sont liés au dimensionnement du réacteur d’oligomérisation. L’invention a également pour objet une installation d’oligomérisation d’oléfines en C2 à C4 comprenant un réacteur d’oligomérisation gaz/liquide ou tout liquide à partir d’un solvant, d’un catalyseur d’oligomérisation et d’oléfines C2-C4 (de l’éthylène), telle que ladite installation comprend une pompe polyphasique assurant la compression et le prémélange entre une phase liquide comprenant le solvant et une phase gazeuse comprenant la ou les oléfines C2-C4 gazeuse(s) (comme de l’éthylène gazeux), avec dissolution partielle ou totale de la ou des oléfines C2-C4 (de l’éthylène) de la phase gazeuse dans la phase liquide et/ou prémélange entre les deux phases, pour introduction du prémélange obtenu dans ledit réacteur.

L’invention a également pour objet une installation de mise en oeuvre du procédé décrit plus haut et qui comprend : - au moins un réacteur d’oligomérisation à partir d’oléfines en C2 à C4, de solvant et de catalyseur d’oligomérisation, - au moins deux colonnes de séparation successives en série en aval du réacteur d’oligomérisation, - au moins un ballon de mélange gaz/liquide alimenté en solvant recyclé issu de la deuxième colonne de séparation et en éthylène frais et/ou en éthylène recyclé issu de la première colonne de séparation, ledit ballon venant alimenter une pompe polyphasique, - ladite pompe polyphasique alimentée en oléfines C2-C4 frais (éthylène frais) et/ou recyclée et en solvant frais et/ou recyclé au moins en partie via le ballon de mélange gaz/liquide et venant alimenter le réacteur.

De préférence, la phase gazeuse contenant la ou les oléfines C2-C4 (comme de l’éthylène gazeux) qui est comprimée et prémélangée par la pompe polyphasique avant introduction dans le réacteur d’oligomérisation est une ou des oléfines C2-C4 frais (de l’éthylène frais) et/ ou des oléfines C2-C4 recyclée(s) (de l’éthylène recyclé) en sortie du réacteur d’oligomérisation, notamment soit une ou des oléfines C2-C4 frais (comme de l’éthylène frais), soit un mélange d’oléfines C2-C4 frais et recyclée(s) (comme un mélange d’éthylène frais et d’éthylène recyclé).

Dans ce dernier cas, comme évoqué plus haut, puisque la MPP peut assurer la montée en pression jusqu’à celle du réacteur, on peut se permettre de sous-dimensionner ou même de supprimer le compresseur qui était conventionnellement utilisé pour recomprimer la ou les oléfines en C2-C4 du type éthylène recyclé avant réinjection. La MPP peut ainsi remplacer ce compresseur, ou tout au moins lui permettre de comprimer à une pression moindre la ou les oléfines en C2-C4 du type éthylène recyclé. De préférence, la portion de phase liquide qui est comprimée et prémélangée par la pompe polyphasique avant introduction dans le réacteur d’oligomérisation est au moins pour partie du solvant recyclé par séparation en sortie du réacteur d’oligomérisation.

On peut alors conserver une entrée unique de réactif et solvant dans le réacteur d’oligomérisation, qu’il s’agisse de réactif/de solvant « frais » ou de réactif/de solvant recyclé, ce qui simplifie le pilotage et la conception du réacteur.

De l’éthylène recyclé par séparation en sortie du réacteur d’oligomérisation, et de préférence préalablement comprimé, peut aussi être soit introduit directement dans la pompe polyphasique (avec ou sans compression préalable), soit ajouté au flux sortant de la pompe polyphasique (dans ce cas il aura été comprimé au préalable), l’ensemble venant alimenter le réacteur d’oligomérisation.

La phase liquide dans le réacteur d’oligomérisation présente de préférence un taux de saturation de la phase liquide en éthylène gazeux d’au moins 70%, et si possible d’au moins 90%. C’est un taux très élevé, obtenu grâce à la bonne qualité du mélange dans le réacteur, et/ou obtenu grâce au prémélange avec une MPP selon l’invention, qui induit un taux de conversion élevé de la ou des oléfines C2-C4 (comme de l’éthylène).

De préférence, l’oligomérisation dans le réacteur est réalisée à une pression comprise entre 0,1 et 10,0 MPa et à une température comprise entre 30 et 200°C.

L’invention va être décrite à l’aide d’exemples non limitatifs du procédé d’oligomérisation en question, illustrés par les figures listées ci-dessous.

Liste des figures

La figure 1 représente un schéma d’installation d’oligomérisation d’éthylène selon l’art antérieur.

La figure 2 représente un schéma d’installation d’oligomérisation d’éthylène selon une première variante de l’invention.

La figure 3 représente un schéma d’installation d’oligomérisation d’éthylène selon une deuxième variante de l’invention.

La figure 4 représente un schéma d’installation d’oligomérisation d’éthylène selon une troisième variante de l’invention.

La figure 5 représente un schéma d’installation d’oligomérisation d’éthylène selon une quatrième variante de l’invention. La figure 6 représente un schéma d’installation d’oligomérisation d’éthylène selon une cinquième variante de l’invention.

La figure 7 représente un schéma d’installation d’oligomérisation d’éthylène selon une sixième variante de l’invention.

La figure 4 représente un schéma d’installation d’oligomérisation d’éthylène selon une septième variante de l’invention.

La figure 9 est un graphe représentant l’évolution de la fraction volumique de gaz GVF à l'entrée de chacun des étages de la pompe multiphasique utilisée conformément à l’invention selon la figure 2.

La figurel 0 est un graphe représentant l’évolution de la fraction volumique de gaz GVF à l'entrée de chacun des étages de la pompe multiphasique utilisée conformément à l’invention selon la figure 3.

Les figures 1 à 8 sont très schématiques et représentent notamment les différents composants des installations sans nécessairement respecter l’échelle ni la configuration spatiale relative des composants en question, et en se limitant à représenter les composants les plus importants au vu de l’invention, afin d’en faciliter la lecture. Ainsi, notamment, dans aucune de ces figures, n’est représentée la boucle de refroidissement externe au réacteur d’oligomérisation nécessaire pour le contrôle de l’exothermicité de la réaction dans le réacteur, ni le système d’injection du catalyseur, ni les moyens d’introduction des fluides, qui sont connus en soit dans les installations d’oligomérisation. A noter que les références gardent, d’une figure à l’autre, la même signification.

Par ailleurs, il est à noter que le schéma de fractionnement peut être plus complexe et compter plus de deux colonnes ; il peut aussi intégrer des moyens de séparation supplémentaire autres que des colonnes, visant notamment à séparer le catalyseur usé des produits et coproduits de la réaction, comme par exemple des flashs, des évaporateurs à films minces ou toute autre technologie connue de l’homme du métier.

- La pompe multiphasique peut être désignée par son acronyme anglo-saxon MPP (« MultiPhase Pump »). Dans tous les exemples, il s’agit d’une pompe diphasique liquide/gaz.

- Les termes « amont » et « aval » sont à comprendre en fonction de l’écoulement général du fluide en question dans l’installation, depuis l’introduction des réactifs, comme l’éthylène ici, jusqu’à la récupération du produit d’intérêt, à savoir l’alpha-oléfine considérée dans le procédé. - L’oligomérisation correspond à toute réaction d’addition d’une première oléfine sur une seconde oléfine, identique ou différente de la première. L’oléfine ainsi obtenue a pour formule brute C _n H _2n où n est égal ou supérieur à 4. Dans les exemples, il s’agit de la réaction principale d’éthylène sur lui-même pour produire du 1 -butène et/ou du 1-hexène et/ou des oligomères supérieurs.

- Une alpha-oléfine (ici le produit obtenu après oligomérisation) est une oléfine dont la double liaison est située en position terminale de la chaîne alkyle.

- Le catalyseur d’oligomérisation est dans les exemples un mélange(appelé aussi système catalytique) d’au moins un précurseur métallique et d’au moins un agent activateur, en présence optionnellement d’au moins un additif et éventuellement d’un solvant.

- La phase liquide correspond au mélange de l’ensemble des composés qui se trouvent à un état physique liquide dans les conditions de température et de pression de la section réactionnelle, incluant les flux de fluide entrants y compris ceux provenant de la MPP et du ballon de mélange gaz/liquide (dont les flux recyclés depuis l’aval de la section réactionnelle) et les flux sortants vers la section de fractionnement

- La phase gazeuse peut correspondre au mélange de l’ensemble des composés qui se trouvent à l’état physique gaz dans les conditions de température et de pression de l’enceinte réactionnelle (réacteur d’oligomérisation), qui se présente sous forme de bulles présentes dans la phase liquide, notamment dans les flux entrants précités, et également sous forme monophasique dans les flux entrants/sortants du réacteur et éventuellement dans la partie haute du réacteur (appelée « ciel gazeux » du réacteur).

- Comme déjà vu, la section réactionnelle d’oligomérisation comprend le réacteur d’oligomérisation et ses équipements, dont la boucle de refroidissement, les moyens d’introduction/évacuation des différents fluides et du catalyseur, dans sa version la plus simple. L’invention inclut également une section réactionnelle composée de plusieurs réacteurs d’oligomérisation, en série et/ou en parallèle. Par soucis de concision, on pourra parler plutôt de « réacteur » pour faire référence à la section réactionnelle.

- Un composant « frais » (éthylène, solvant) est un composant non recyclé d’une étape aval du procédé d’oligomérisation à une étape plus amont ou lors d’une même étape

- Un composant « recyclé », a contrario, est un composant produit, séparé, présent dans une étape aval du procédé et qui est recyclé d’une étape donnée du procédé à une étape plus amont du procédé ou lors d’une même étape (soutirage d’un réacteur pour réalimenter le même réacteur par exemple, avec notamment refroidissement du flux). De l’éthylène ou du solvant recyclé sont à comprendre comme comprenant, respectivement, essentiellement de l’éthylène et du solvant, mais étant susceptibles de comprendre des traces d’autres composants. On ne décrira pas ci-dessous en détails, par soucis de concision, toute l’installation d’oligomérisation et les conditions opératoires de sa mise en oeuvre qui ne sont pas liées étroitement à l’invention : pour plus de détails sur l’oligomérisation dans son ensemble, on pourra se reporter notamment aux brevets précités EP- 2 703373 et EP- 3338 884.

On donne ci-dessous néanmoins des exemples de réactif, solvant et catalyseur ainsi que les principaux modes de conduite de l’oligomérisation : Le procédé d’oligomérisation selon l’invention permet l’obtention d’alpha-oléfines linéaires par la mise en contact d’éthylène, d’un système catalytique et éventuellement en présence d’un solvant.

Tous les systèmes catalytiques connus de l’homme du métier et aptes à être mis en oeuvre dans les procédés de dimérisation, de trimérisation, de tétramérisation et plus généralement dans les procédés d’oligomérisation selon l’invention, font partie du domaine de l’invention. Lesdits systèmes catalytiques ainsi que leurs mises en oeuvre sont notamment décrits dans les demandes FR2984311 , FR2552079, FR3019064, FR3023183, FR3042989 ou encore dans la demande FR3045414.

De préférence, les systèmes catalytiques comprennent, de préférence sont constitués de :

- un précurseur métallique de préférence à base de nickel, de titane, ou de chrome,

- un agent activateur,

- optionnellement un additif, et

- optionnellement un solvant.

Le précurseur métallique utilisé dans le système catalytique est choisi parmi les composés à base de nickel, de titane ou de chrome.

Dans un mode de réalisation, le précurseur métallique est à base de nickel et préférentiellement comprend du nickel de degré d’oxydation (+11). De préférence, le précurseur de nickel est choisi parmi les carboxylates de nickel(ll) tel que par exemple le 2- éthylhexanoate de nickel, les phénates de nickel(ll), les naphténates de nickel(ll), l'acétate de nickel(ll), le trifluoroacétate de nickel(ll), le triflate de nickel(ll), l'acétylacétonate de nickel(ll), l'hexafluoroacétylacétonate de nickel(ll), le chlorure de TT-allylnickel(ll), le bromure de TT-allylnickel(ll), le dimère du chlorure de methallylnickel(ll), l'hexafluorophosphate de h3- allylnickel(ll), l'hexafluorophosphate de r|3-methallylnickel(ll) et le 1 ,5-cyclooctadiényle de nickel(ll), sous leur forme hydratée ou non, pris seul ou en mélange.

Dans un second mode de réalisation, le précurseur métallique est à base de titane et préférentiellement comprend un composé aryloxy ou alcoxy du titane. Le composé alcoxy du titane répond avantageusement à la formule générale [Ti(OR) ₄ ] dans laquelle R est un radical alkyle linéaire ou ramifié. Parmi les radicaux alcoxy préférés, on peut citer à titre d’exemple non limitatifs : le tétraéthoxy, le tétraisopropoxy, le tétra-n-butoxy et le tétra-2-éthyl-hexyloxy.

Le composé aryloxy du titane répond avantageusement à la formule générale [Ti(OR’) ₄ ] dans laquelle R’ est un radical aryle substitué ou non par des groupements alkyle ou aryle. Le radical R’ peut comporter des substituants à base d’hétéroatome. Les radicaux aryloxy préférés sont choisis parmi le phénoxy, le 2-méthylphénoxy, le 2,6-diméthylphénoxy, le

2.4.6-triméthylphénoxy, le 4-méthylphénoxy, le 2-phénylphénoxy, le 2,6-diphénylphénoxy, le

2.4.6-triphénylphénoxy, le 4-phénylphénoxy, le 2-tert-butyl-6-phénylphénoxy, le 2,4- ditertbutyl-6-phénylphénoxy, le 2,6-diisopropylphénoxy, le 2,6-ditert-butylphénoxy, le 4- méthyl-2,6-ditert-butylphénoxy, le 2,6-dichloro-4-tert-butylphénoxy et le 2,6-dibromo-4-tert- butylphénoxy, le radical biphénoxy, le binaphtoxy, le 1 ,8-naphtalène-dioxy.

Selon un troisième mode de réalisation, le précurseur métallique est à base de chrome et préférentiellement comprend un sel de chrome (II), un sel de chrome (III), ou un sel de degré d'oxydation différent pouvant comporter un ou plusieurs anions identiques ou différents, tels que par exemple des halogénures, des carboxylates, des acétylacétonates, des anions alcoxy ou aryloxy. De préférence, le précurseur à base de chrome est choisi parmi CrCI ₃ , CrCI ₃ (tétrahydrofurane) ₃ , Cr(acétylacétonate) ₃ , Cr(naphténate) ₃ , Cr(2-éthylhexanoate) ₃ , Cr(acétate) ₃ .

La concentration en nickel, en titane ou en chrome, est comprise entre 0,01 et 300,0 ppm en masse de métal atomique par rapport à la masse réactionnelle, de préférence entre 0,02 et 100,0 ppm, préférentiellement entre 0,03 et 50,0 ppm, plus préférentiellement entre 0,5 et 20,0 ppm et encore plus préférentiellement entre 2,0 et 50,0 ppm en masse de métal atomique par rapport à la masse réactionnelle.

L’aoent activateur

Quel que soit le précurseur métallique, le système catalytique comprend en outre un ou plusieurs agents activateurs choisis parmi les composés à base d’aluminium tels que, le dichlorure de méthylaluminium (MeAICI ₂ ), le dichloroéthylaluminium (EtAICI ₂ ), le sesquichlorure d'éthylaluminium (Et ₃ AI ₂ CI ₃ ), le chlorodiéthylaluminium (Et ₂ AICI), le chlorodiisobutylaluminium (i-Bu ₂ AICI), le triéthylaluminium (AIEt ₃ ), le tripropylaluminium (Al(n-Pr) ₃ ), le triisobutylaluminium (Al(i-Bu) ₃ ), le diéthyl-éthoxyaluminium (Et ₂ AIOEt), le méthylaluminoxane (MAO), l'éthylaluminoxane (EAO), et les méthylaluminoxanes modifiés (MMAO). L’additif

Optionnellement, le système catalytique comprend un ou plusieurs additifs.

Lorsque le système catalytique est à base de nickel, l’additif est choisi parmi : les composés de type azoté, tels que la triméthylamine, la triéthylamine, le pyrrole, le 2,5-diméthylyrrole, la pyridine, la 2-méthylpyridine, la 3-méthylpyridine, la 4-méthylpyridine, la 2-méthoxypyridine, la 3-méthoxypyridine, la 4-méthoxypyridine, la 2-fluoropyridine, la 3-fluoropyridine, la 3- triflurométhylpyridine, la 2-phénylpyridine, la 3-phénylpyridine, la 2-benzylpyridine, la 3,5- diméthylpyridine, la 2,6-diterbutylpyridine et la 2,6-diphénylpyridine, la quinoline, la 1 ,10- phénanthroline, N-méthylpyrrole, N-butylpyrrole N-méthylimidazole, le N-butylimidazole, la 2,2’-bipyridine, la N,N'-diméthyl-éthane-1 ,2-diimine, la N,N'-di-t-butyl-éthane-1 ,2-diimine, la N,N'-di-t-butyl-butane-2,3-diimine, la N, N'-diphényl-éthane-1 ,2-diimine, la N,N'-bis-(diméthyl- 2,6-phényl)-éthane-1 ,2-diimine, la N, N'-bis-(diisopropyl-2,6-phényl)-éthane-1 ,2-diimine, la N,N'-diphényl-butane-2,3-diimine, la N,N'-bis-(diméthyl-2,6-phényl)-butane-2,3-diimine, la N,N'-bis-(diisopropyl-2,6-phényl)-butane-2,3-diimine, ou les composés de type phosphine sont choisis indépendamment parmi la tributylphosphine, la triisopropylphosphine, la tricyclopentylphosphine, la tricyclohexylphosphine, la triphénylphosphine, la tris(o-tolyl)phosphine, le bis(diphénylphosphino)éthane, l’oxyde de trioctylphosphine, l’oxyde de triphénylphosphine, la triphénylphosphite, ou les composés répondant à la formule générale (I) ou un des tautomères dudit composé : dans laquelle

- A et A’, identiques ou différents, sont indépendamment un oxygène ou une liaison simple entre l’atome de phosphore et un atome de carbone,

- les groupements R ^1a et R ^1b sont indépendamment choisis parmi les groupements méthyle, trifluorométhyle, éthyle, n-propyle, i-propyle, n-butyle, i-butyle, t-butyle, pentyle, cyclohexyle, adamantyle, substitués ou non, contenant ou non des hétéroéléments; les groupements phényle, o-tolyle, m-tolyle, p-tolyle, mésityle, 3,5-diméthylphényle, 4-n-butylephényle, 2- méthylephényle, 4-méthoxyphényle, 2-méthoxyphényle, 3-méthoxyphényle, 4- méthoxyphényle, 2-isopropoxyphényle, 4-méthoxy-3,5-diméthylphényle, 3,5-ditert-butyl-4- méthoxyphényle, 4-chlorophenyle, 3,5-di(trifluorométhyl)phényle, benzyle, naphthyle, bisnaphthyle, pyridyle, bisphényle, furanyle, thiophényle, - le groupement R ² est choisi indépendamment parmi les groupements méthyle, trifluorométhyle, éthyle, n-propyle, i-propyle, n-butyle, i-butyle, t-butyle, pentyle, cyclohexyle, adamantyle, substitués ou non, contenant des hétéroéléments ou non ; les groupements phényle, o-tolyle, m-tolyle, p-tolyle, mésityle, 3,5-diméthylphényle, 4-n-butylephényle, 4- méthoxyphényle, 2-méthoxyphényle, 3-méthoxyphényle, 4-méthoxyphényle, 2- isopropoxyphényle, 4-méthoxy-3,5-diméthylphényle, 3,5-ditert-butyl-4-méthoxyphényle, 4- chlorophenyle, 3,5-bis(trifluorométhyl)phényle, benzyle, naphthyle, bisnaphthyle, pyridyle, bisphényle, furanyle, thiophényle.

Lorsque le système catalytique est à base de titane, l’additif est choisi parmi l'éther diéthylique, le diisopropyléther, le dibutyléther, le diphényléther, le 2-méthoxy-2- méthylpropane, 2-methoxy-2-méthylbutane, le diméthoxy-2,2 propane, le di(2-éthylhexyloxy)- 2,2 propane, le 2,5-dihydrofurane, le tétrahydrofurane, le 2-méthoxytétrahydrofurane, le 2- méthyltétrahydrofurane, le 3-méthyltétrahydrofurane, le 2,3-dihydropyrane, le tétrahydropyrane, le 1 ,3-dioxolane, le 1 ,3-dioxane, le 1 ,4-dioxane, le diméthoxyéthane, di(2- méthoxyéthyl)éther, le benzofurane, le glyme et le diglyme pris seuls ou en mélange.

Lorsque le système catalytique est à base de chrome, l’additif est choisi parmi :

- les composés de type azoté, tels que la triméthylamine, la triéthylamine, le pyrrole, le 2,5- diméthylyrrole, la pyridine, la 2-méthylpyridine, la 3-méthylpyridine, la 4-méthylpyridine, la 2- méthoxypyridine, la 3-méthoxypyridine, la 4-méthoxypyridine, la 2-fluoropyridine, la 3- fluoropyridine, la 3-triflurométhylpyridine, la 2-phénylpyridine, la 3-phénylpyridine, la 2- benzylpyridine, la 3,5-diméthylpyridine, la 2,6-diterbutylpyridine et la 2,6-diphénylpyridine, la quinoline, la 1 ,10-phénanthroline, N-méthylpyrrole, N-butylpyrrole N-méthylimidazole, le N- butylimidazole, la 2,2’-bipyridine, la N,N'-diméthyl-éthane-1 ,2-diimine, la N,N'-di-t-butyl- éthane-1 ,2-diimine, la N,N'-di-t-butyl-butane-2,3-diimine, la N, N'-diphényl-éthane-1 ,2-diimine, la N,N'-bis-(diméthyl-2,6-phényl)-éthane-1 ,2-diimine, la N,N'-bis-(diisopropyl-2,6-phényl)- éthane-1 ,2-diimine, la N,N'-diphényl-butane-2,3-diimine, la N,N'-bis-(diméthyl-2,6-phényl)- butane-2,3-diimine, la N,N'-bis-(diisopropyl-2,6-phényl)-butane-2,3-diimine,

- ou parmi les composés aryloxy de formule générale [M(R ³ 0) _2-n X _n ] _y dans laquelle

• M est choisi parmi le magnésium, le calcium, le strontium et le baryum, de préférence le magnésium,

• R ³ est un radical aryl contenant de 6 à 30 atomes de carbone, X est un halogène ou un radical alkyl contenant de 1 à 20 atomes de carbone,

• n est un nombre entier qui peut prendre les valeurs de 0 ou 1 , et

• y est un nombre entier compris entre 1 et 10, de préférence y est égal à 1 , 2, 3 ou 4. De préférence, le radical aryloxy R ³ 0 est choisi parmi le 4-phénylphénoxy, le 2- phénylphénoxy, le 2,6-diphénylphénoxy, le 2,4,6-triphénylphénoxy, le 2, 3,5,6- tétraphénylphénoxy, le 2-tert-butyl-6-phénylphénoxy, le 2,4-ditertbutyl-6-phénylphénoxy, le 2,6-diisopropylphénoxy, le 2,6-diméthylphénoxy, le 2,6-ditert-butylphénoxy, le 4-méthyl-2,6- ditert-butylphénoxy, le 2,6-dichloro-4-tert-butylphénoxy et le 2,6-dibromo-4-tert-butylphénoxy. Les deux radicaux aryloxy peuvent être portés par une même molécule, comme par exemple le radical biphénoxy, le binaphtoxy ou le 1 ,8-naphtalène-dioxy, De préférence, le radical aryloxy R ³ 0 est le 2,6-diphénylphénoxy, le 2-tert-butyl-6-phénylphénoxy ou le 2,4-ditert- butyl-6-phénylphénoxy.

Le solvant

Dans un autre mode de réalisation selon l’invention, le système catalytique comprend lui- même optionnellement un ou plusieurs solvants. Ce ou ces solvants peuvent aider à introduire le catalyseur dans la section réactionnelle, et vient/viennent s’ajouter au solvant à proprement dit circulant dans la pompe MPP.

Le solvant ou les solvants sont avantageusement choisis parmi les éthers, les alcools, les solvants halogénés (fluorés, chlorés, bromés, iodés) et les hydrocarbures aliphatiques et cycloaliphatiques, comprenant entre 1 et 20 atomes, de préférence entre 2 et 10 atomes de carbone, de préférence entre 4 et 8, les hydrocarbures aromatiques comprenant de 4 à 20 atomes de carbones, et de préférence entre 5 et 15 atomes de carbone.

De préférence, le solvant est choisi parmi le pentane, l'hexane, le cyclohexane, le méthylcyclohexane, l'heptane, le butane ou l'isobutane, le cycloocta-1 ,5-diène, le cyclopentadiène, le benzène, le toluène, l'ortho-xylène, le mésitylène, l'éthylbenzène, le diéthyl éther, le tétrahydrofurane, le 1 ,4-dioxane, le dichlorométhane, le chlorobenzène, le méthanol, l'éthanol, purs ou en mélange et les liquides ioniques.

Le solvant est choisi parmi le groupe formé par les hydrocarbures aliphatiques et cycloaliphatiques tels que l'hexane, le cyclohexane, l'heptane, le butane ou l'isobutane.

De manière préférée, le solvant utilisé est le cyclohexane.

Dans un mode de réalisation, un solvant ou un mélange de solvants peut être utilisé durant la réaction d’oligomérisation. Ledit solvant est avantageusement choisi indépendamment parmi le groupe formé par les hydrocarbures aliphatiques et cycloaliphatiques tels que l'hexane, le cyclohexane, l'heptane, le butane ou l'isobutane.

De préférence, les alpha-oléfines linéaires obtenues comprennent de 4 à 20 atomes de carbone, de préférence de 4 à 18 atomes de carbones, de préférence de 4 à 10 atomes de carbones, et de préférence de 4 à 8 atomes de carbone. De manière préférée, les oléfines sont des alpha-oléfines linéaires, choisi parmi le but-1-ène, le hex-1-ène ou l’oct-1-ène.

Avantageusement, le procédé d’oligomérisation est mis en oeuvre à une pression comprise entre 0,1 et 10,0 MPa, de préférence entre 0,2 et 9,0 MPa et préférentiellement entre 0,3 et 8,0 MPa, à une température comprise entre 30 et 200°C, de préférence entre 35 et 150°C et de manière préférée entre 45 et 140°C.

De préférence, la concentration en catalyseur dans le système catalytique est comprise entre 0,01 et 300,0 ppm en masse de métal atomique par rapport à la masse réactionnelle, de préférence 0,02 et 100,0 ppm, de préférence entre 0,1 et 50,0 ppm , préférentiellement entre 0,03 et 50,0 ppm, et encore plus préférentiellement entre 2,0 et 50,0 ppm, plus préférentiellement entre 0,5 et 20,0 ppm, ou encore entre 0,4 et 30,0 ppm, ou entre 0,6 et 20,0 ppm, par exemple entre 0,8 et 10,0 ppm ou entre 1 ,0 et 6,0 ppm en masse de métal atomique par rapport à la masse réactionnelle.

Selon un mode de réalisation, le procédé d’oligomérisation est mis en oeuvre en discontinu. On introduit le système catalytique, constitué comme décrit ci-dessus, dans le solvant à l’intérieur d’un réacteur muni des dispositifs habituels d'agitation, de chauffage et de refroidissement, puis on pressurise par de l'éthylène à la pression désirée, et on ajuste la température à la valeur souhaitée. Le dispositif d’oligomérisation est maintenu à une pression constante par introduction d'éthylène gazeux jusqu'à ce que le volume total de liquide produit remplisse la fraction souhaitée du volume réactionnel. On neutralise alors le catalyseur par tout moyen habituel connu de l'homme du métier, puis on soutire et on sépare les produits de la réaction et le solvant.

Selon un autre mode de réalisation, le procédé d’oligomérisation est mis en oeuvre en continu. Le système catalytique, constitué comme décrit ci-dessus, est injecté dans un réacteur agité par les moyens mécaniques classiques connus de l'homme du métier ou par une recirculation extérieure, et maintenu à la température souhaitée. L’éthylène est également injecté dans le réacteur par ses propres moyens d’injection. On peut aussi injecter séparément les composants du système catalytique dans le milieu réactionnel et/ou le solvant. L'éthylène gazeux est généralement introduit par une vanne d'admission asservie à la pression, qui maintient celle-ci constante dans le réacteur ou par une vanne d'admission asservie à un contrôle de débit. Le mélange réactionnel est soutiré au moyen d'une vanne asservie au niveau liquide de façon à maintenir celui-ci constant. Le catalyseur est neutralisé en continu par tout moyen habituel connu de l'homme du métier, puis les produits issus de la réaction ainsi que le solvant sont séparés, par exemple par distillation. L'éthylène qui n'a pas été transformé peut être recyclé dans le réacteur. Les résidus de catalyseur inclus dans une fraction lourde peuvent être incinérés.

Description des modes de réalisation

Les exemples et figures qui suivent concernent, de façon non limitative, l’oligomérisation d’éthylène.

Comme mentionné plus haut, l’invention s’applique mutatis mutandis à l’oligomérisation d’autres oléfines du type propylène ou butène, ou mélange d’au moins deux d’entre elles : l’invention s’applique aux oléfines en C2 à C4, choisies parmi l’éthylène le propylène, le butène 1 ou butène 2, l’isobutène, et de préférence à l’éthylène.

La figure 1 est un schéma d'une installation mettant en oeuvre un procédé d’oligomérisation d’éthylène conventionnel, qui n’applique pas l’invention : Sont représentés de manière simplifiée les dispositifs principaux de l’installation que l’invention va impacter, à savoir un réacteur d’oligomérisation liquide/gaz , une première colonne de séparation (distillation) d et une deuxième colonne de séparation (distillation) e en série, une pompe g et un compresseur f. Elle ne représente pas, tout comme les figures suivantes 2 à 8, la section de neutralisation et de séparation du catalyseur, bien connue en soi.

Le réacteur c, qui peut être une série de réacteurs, et les deux colonnes d et e définissent des enceintes qui sont substantiellement orientées selon un axe vertical.

Selon ce schéma, et à titre purement illustratif, la réaction d’oligomérisation se fait dans le réacteur c à haute pression, au voisinage de 64 bars absolus.

Les flux qui circulent sont les suivants :

- le flux 1 est un flux d’éthylène frais

- le flux 6 est un flux correspondant à la fraction de tête sortant de la première colonne d, constitué essentiellement d’éthylène (et de traces de composés initialement présents dans l’éthylène frais, et/ou de solvant et de produits et co-produits de la réaction), qui va être recyclé

- le flux 2 est le mélange du flux 1 d’éthylène frais et du flux 6 d’éthylène recyclé

- le flux 3 est le flux 2 une fois comprimé à la pression voulue par le compresseur f, et qui entre dans le réacteur c en tant que phase gazeuse

- le flux 5 est le flux soutiré du réacteur c, qui est un mélange de solvant, de catalyseur, d’éthylène non réagi et de produits de réaction

- le flux 7 est la fraction de fond issue de la séparation réalisé dans la première colonne d, elle comporte le solvant, le catalyseur et les produits de réaction - le flux de tête 8 est le flux des produits de réaction séparé dans la deuxième colonne e, dans le cas où ceux-ci sont tous plus légers que le solvant,

- le flux de fond 4 est le flux du solvant (et qui peut aussi contenir des traces d’autres composés, notamment de produits de réaction), qui est séparé dans la deuxième colonne e, qui passe par une pompe g puis qui est injecté dans une entrée du réacteur c en tant que phase liquide.

Le fonctionnement d’une telle installation est le suivant : Le réacteur d’oligomérisation c est alimenté, d’une part, par une phase gazeuse 3 composée essentiellement d’éthylène recyclé 6 et d’éthylène frais 1 , phase qui a été comprimée par le compresseur f avant injection à la pression d’opération du réacteur c, à savoir ici 64 bars absolus. L’éthylène frais du flux 1 avant compression par le compresseur f est à une pression de 28 bars absolus, et l’éthylène 6 est à une pression de 8,5 bars absolus.

Le réacteur c est alimenté, d’autre part, en phase liquide, indépendamment de la phase gazeuse, cette phase liquide étant constituée du flux 4 de solvant recyclé à travers la pompe g dont la pression de refoulement est de 64 bars absolus. La température d’opération dans le réacteur c’est ici, par exemple, égale à 135°C. Les deux colonnes d et e sont schématiques d’un schéma de fractionnement pouvant être plus complexe, comme évoqué plus haut. Notamment, ce schéma ne représente pas le dispositif permettant de séparer le catalyseur usé des produits de réaction et du solvant. Les deux colonnes d et e représentées permettent d’une part, d’isoler les produits de réaction 8, et d’autre part, de recycler l’éthylène non converti (flux 6) et le solvant (flux 4).

Ce procédé fonctionne, mais présente cependant des inconvénients : le compresseur f pour comprimer l’éthylène 2 doit être largement dimensionné pour permettre la montée en pression voulue de débits importants de plusieurs tonnes par heure, voire plusieurs dizaines de tonnes par heure, et sa consommation énergétique est significative.

Dans le réacteur c liquide/gaz, s’établissent :

- une zone inférieure, qui comprend une phase liquide, de l’éthylène gazeux, et les produits de la réaction tels que l’alpha-oléfine linéaire souhaitée (par exemple le butène-1 , hexène-1 , octène-1), le catalyseur et le solvant (ici, à titre d’exemple, du cyclohexane)

- et une zone supérieure, se situant au sommet du réacteur c, c’est-à-dire directement au- dessus de la zone inférieure et constituée du ciel gazeux.

Le principe de la réaction est que l’éthylène gazeux doit s’absorber dans la phase liquide et mis en contact du catalyseur, se convertir en produits de réaction avant d’atteindre le ciel gazeux. La réalité est qu’il y a un risque que les bulles d’éthylène, celles qui ne sont pas dissoutes dans le solvant, remontent directement dans le ciel gazeux sans conversion, c’est le phénomène du perçage.

L’invention part de l’objectif de réduire, voire d’annuler, le besoin en compresseur f d’éthylène afin de réduire le coût d’investissement et de fonctionnement du procédé, et de diminuer au maximum le perçage. Pour cela, différentes variantes sont prévues, comme illustrées aux figures 2 à 8.

La figure 2 est un schéma d'une installation mettant en oeuvre un procédé d’oligomérisation d’éthylène selon une première variante de l’invention. On s’attachera surtout à décrire les différences d’avec la figure 1 de l’art antérieur. Selon cette variante, on cherche à réduire le débit opératoire du compresseur f afin de diminuer son coût. L’installation a été modifiée afin d’ajouter un ballon de mélange gaz/liquide a et une pompe multiphasique b. Des exemples de pompes MPP appropriés sont décrits dans les brevets précités FR-2471 501 , US- 4,365,932, US-4,641 ,679, FR-2 665 224, US-5,375,976 et FR-2 748533.

Le fonctionnement de l’installation a été modifié de la façon suivante : le solvant recyclé 4 est mis en contact avec de l’éthylène frais 1 dans le ballon de mélange gaz/liquide a. Le solvant recyclé 4 alimente le ballon de mélange gaz/liquide à travers la pompe g, dont la pression de refoulement est ici de 28 bars absolus. Le flux de sortie diphasique 9 du ballon de mélange gaz/liquide a est envoyé vers la pompe polyphasique b pour élever sa pression à 64 bars absolus, le flux ainsi comprimé 9’ sortant de la pompe polyphasique b est mélangé avec l’éthylène recyclé 6 et comprimé par le compresseur f d’une pression de 8,5 bars absolus à une pression de 64 bars absolus. Le mélange 10 du flux 9’ et du flux 6 est envoyé dans le réacteur c qui opère à 64 bars absolus par une entrée, soit sous forme d’un point d’injection unique, soit sous forme de points d’injection multiples destinés à faciliter la répartition du flux entrant 10 dans tout le volume du réacteur c. Le débit massique du liquide en sortie de la pompe polyphasique b est supérieur au débit massique de liquide entrant dans la pompe b, à cause de la dissolution de l’éthylène (totale ou partielle) dans le liquide. La situation la plus avantageuse est que le flux 10 alimentant le réacteur c soit totalement liquide, ce qui supprime le risque de perçage des bulles dans le réacteur. Selon, notamment, la quantité relative du solvant liquide et de l’éthylène gazeux entrant dans la pompe, on peut avoir en sortie soit un flux entièrement liquide, quand tout l’éthylène a pu être absorbé dans le liquide, ou un flux pour partie liquide, pour partie gazeuse, avec dans la partie liquide une quantité variable d’éthylène absorbé, et notamment une quantité pouvant correspondre à la saturation du liquide par l’éthylène. Un pré-dimensionnement de la pompe polyphasique MPP a été réalisé à partir des données de l'entrée de la pompe, à savoir, à titre d’exemple, une pression de 28 bars absolus, qui ici correspond à la pression à laquelle l’éthylène frais est disponible, une température de 53,5 °C, un débit volumique total de 150 m ³ /h pour une fraction volumique de gaz (GVF) de 58 %.Ce pré-dimensionnement de la pompe MPP est choisi de façon à pouvoir opérer ce mélange diphasique et atteindre une pression de 64 bars absolus environ à sa sortie. Les paramètres géométriques principaux de la machine, en particulier le diamètre du carter, le diamètre au moyeu et la vitesse de rotation et les angles des bords d'attaque et de bord de fuite des aubages du rotor, sont estimés par calcul successif, étage par étage, moyennant un couplage de trois outils numériques. Le premier outil dédié à la simulation thermodynamique permet de déterminer pour chaque condition opératoire les fractions de gaz et de liquide et le coefficient de dissolution du gaz dans le liquide, le second outil, permet de générer une géométrie d'un étage de compression diphasique capable de comprimer un mélange de liquide et de gaz dans les conditions imposées par le procédé, et le troisième outil numérique a pour objectif est de prédire les performances théoriques de l'étage de compression et de fournir les conditions thermodynamiques du mélange pour l'étage suivant. Une fois la pompe définie dans sa globalité, le taux de compression associé et du coût de l’équipement sont estimés, en termes d’investissement et de consommation électrique.

La figure 3 est un schéma d'une installation mettant en oeuvre un procédé d’oligomérisation d’éthylène selon une deuxième variante de l’invention. On s’attachera surtout à décrire les différences d’avec la figure 2 : la différence notable d’avec la variante précédente est qu’ici le flux d’éthylène recyclé 6 va aussi être traité par la pompe MPP b (et plus seulement l’éthylène frais 1 , pour ce qui est de la phase gazeuse).

Il s’agit, là encore, de réduire le débit opératoire et la pression de refoulement du compresseur f afin de diminuer son coût. Pour cela, le solvant 4 est mis en contact avec de l’éthylène frais 1 dans le ballon de mélange gaz/liquide a comme à la figure 2. Le solvant 4 est alimenté au ballon de mélange gaz/liquide à travers la pompe g, dont la pression de refoulement est 28 bars absolus. La sortie diphasique 9 du ballon de mélange gaz/liquide, à 28 bars absolus, est mélangée en un flux 11 avec le flux 6 d’éthylène recyclé, qui a été préalablement comprimé par le compresseur f de 8,5 bars absolus à 28 bars absolus. Le mélange 11 est envoyé vers la pompe polyphasique b pour élever sa pression à 64 bars absolus. Le refoulement 11’ de la pompe polyphasique est envoyé vers le réacteur c qui opère a 64 bars absolus. On suit la même procédure de pré-dimensionnement de la pompe MPP que celle utilisé pour le cas de la figure 2, en considérant, à titre d’exemple, un débit volumique total de 353 m ³ /h pour une fraction volumique de gaz (GVF) de 81 %. La figure 4 est un schéma d'une installation mettant en œuvre un procédé d’oligomérisation d’éthylène selon une troisième variante de l’invention. On s’attachera surtout à décrire les différences d’avec la figure 3 : la différence notable d’avec la variante précédente est qu’ici on va utiliser, pour comprimer l’éthylène recyclé 6, non pas un seul compresseur mais une série de petits compresseurs, qui vont coopérer avec les étages de la pompe b. Ces petits compresseurs f 1 , f2,... fn permettent de réduire le débit opératoire et la différence de pression de chacun des compresseurs et de garder un débit de gaz presque constant dans chaque étage de la pompe polyphasique b : La pression de refoulement de chaque compresseur f 1 , f2, ... fn correspond à la pression de refoulement de chaque étage b1 , b2, ... bn de la pompe polyphasique b. Le solvant 4 est mis en contact avec de l’éthylène frais 1 dans le ballon de mélange gaz/liquide a. Le solvant recyclé 4 alimente le ballon de mélange gaz/liquide a à travers la pompe g, dont la pression de refoulement est 28 bars absolus. La sortie de chaque étage de la pompe polyphasique 2.1 , 2.2, ... 2.n, est mélangée avec une portion du le flux d’éthylène recyclé 6.1 , 6.2,... 6.nn en sortie des différents compresseurs (une autre portion du flux 6.1 ’, 6.2’... 6.n’ sortant de chacun des compresseurs venant alimenter le compresseur suivant). Dans l’exemple retenu ici, la différence de pression dans chaque étage de la pompe polyphasique b est au voisinage de 2 bars absolus. De ce fait, le premier compresseur f1 comprime l’éthylène recyclé de 8,5 bars absolus à 30 bars absolus, f2 comprime une portion de l’éthylène recyclé sortant de f1 de 30 bars absolus à 32 bars absolus, etc. Le refoulement du dernier étage de la pompe polyphasique b est envoyé vers le réacteur c qui opère à 64 bars absolus. Le flux entrant 12 dans le réacteur c est le mélange du flux sortant du dernier étage de la pompe MPP b et du dernier compresseur fn.

Le pré-dimensionnement de la pompe MPP b nécessaire pour la variante selon la figure 4 conduit à une pompe de 23 étages de compression répartis en deux séries, pour une puissance de l'ordre 865 kW.

La figure 5 est un schéma d'une installation mettant en œuvre un procédé d’oligomérisation d’éthylène selon une quatrième variante de l’invention : par rapport aux variantes précédentes, le solvant 4 est ici mis en contact avec de l’éthylène recyclé 6 dans le ballon de mélange gaz/liquide a. Le solvant 4 est alimenté au ballon de mélange gaz/liquide a à travers la pompe g, dont la pression de refoulement est 28 bars absolus. La sortie diphasique 9 du ballon de mélange gaz/liquide, à 28 bars absolus, est envoyée à la pompe MPP b. Une boucle de recirculation 9” en sortie de la pompe MPP b, pilotée par une vanne v, renvoie une partie du flux sortant de la pompe MPP en entrée du ballon de mélange gaz/liquide a. Ce « tourne-en-rond » depuis la sortie de la pompe MPP jusqu’à l’entrée du ballon a présente deux avantages. D”une part, il permet de mieux contrôler le fonctionnement de la pompe en assurant un bon contrôle du débit de pompe. D’autre part, il génère une certaine turbulence dans le ballon de mélange gaz/liquide, ce qui tend à homogénéiser l’écoulement gaz/liquide en sortie du ballon a et à assurer une bonne dispersion du gaz dans le liquide dans le ballon a : il évite toute ségrégation de phases, de sorte que, dans ce ballon, on ait bien avec une organisation des phases sous forme de bulles dispersées dans un liquide. Le reste du flux 9’ sortant de la pompe MPP b est mélangé au flux 1 d’éthylène frais, puis envoyé sous forme du flux 10 au réacteur c. Cette boucle de recirculation peut avantageusement s’appliquer dans toutes les autres variantes de l’invention.

Cette configuration correspond à un cas où le réacteur est opéré à une pression intermédiaire entre celle de la première colonne de fractionnement d et la pression de disponibilité de l’éthylène frais 1 . L’utilisation de la pompe polyphasique b permet de monter le mélange éthylène recyclé 6 / solvant recyclé 4 à la pression du réacteur c, qui est inférieure à la pression de disponibilité de l’éthylène frais 1. Celui-ci peut donc être introduit directement, c’est-à-dire sans moyen de compression, sous contrôle d’une vanne de détente permettant d’ajuster sa pression à celle du réacteur c.

La figure 6 est un schéma d'une installation mettant en oeuvre un procédé d’oligomérisation d’éthylène selon une cinquième variante de l’invention : par rapport à la quatrième variante de la figure 5, il n’y a plus la boucle de recyclage 9” de la sortie de la pompe MPP b vers l’entrée du ballon a, et l’ensemble du flux d’éthylène 6 recyclé et du flux d’éthylène frais 1 qui alimente en gaz le ballon de mélange gaz/liquide, avec le solvant liquide 4. Le flux 9 sortant du ballon a alimente la pompe MPP b, et tout le flux 9’ sortant de la pompe b constitue le flux 10 alimentant le réacteur c.

La figure 7 est un schéma d'une installation mettant en oeuvre un procédé d’oligomérisation d’éthylène selon une sixième variante de l’invention : par rapport à la cinquième variante de la figure 6, cette variante utilise deux pompes MPP b1 et b2. Le flux d’éthylène recyclé 6 alimente le ballon a avec le flux de solvant 4. Le flux 9 sortant du ballon a alimente la première pompe b1 . Le flux 9’ sortant de la pompe b1 est mélangé au flux 1 d’éthylène frais en un flux 9” qui alimente la deuxième pompe b2, dont le flux de sortie 10 vient alimenter l’entrée du réacteur c.

Cette configuration correspond à un cas où la pression de la première colonne d est inférieure à la pression de disponibilité de l’éthylène frais 1 , comme dans le cas de la figure 5, mais où la pression du réacteur c est supérieure à celle de disponibilité de l’éthylène frais 1 . La différence avec la configuration de la figure 5 est que l’on utilise une deuxième pompe polyphasique, b2, en aval du mélange entre l’éthylène frais 1 et le mélange gaz liquide issu du ballon a de mélange gaz/liquide a est comprimé jusqu’à la valeur de la pression de l’éthylène frais 1 par une première pompe polyphasique b1.

La figure 8 est un schéma d'une installation mettant en oeuvre un procédé d’oligomérisation d’éthylène selon une septième variante de l’invention : par rapport à la sixième variante de la figure 7, la différence est qu’ici le flux d’éthylène recyclé 6 n’est pas comprimé avant d’entrer dans le ballon de mélange gaz/liquide a, il n’ a pas de compresseur f entre la sortie de la fraction de tête de la colonne d et l’entrée du ballon a. Supprimer ainsi le compresseur est en effet possible dans certains cas de figure, notamment quand le réacteur c opère à plus basse pression, la pompe MPP b suffisant alors pour conférer la pression voulue au flux entrant 10 dans le réacteur c. Cette configuration correspond donc à un cas où toute la compression du gaz de recycle est assurée par des pompes polyphasiques : Il n’y a donc plus de compresseur.

Exemples

Exemple 1 (comparatif) Cet exemple met en oeuvre le procédé tel que représenté à la figure 1. Hormis le fait d’utiliser des technologies classiques, pompes et compresseurs, les conditions opératoires (pression, température et flux de réactifs et de solvant) sont identiques à celles retenues dans le cas de l’exemple 2 ci-dessous. Exemple 2 (selon l’invention)

Cet exemple est conforme à la première variante de l’invention selon la figure 2, avec une saturation en éthylène frais du solvant recyclé comprimé à 64 bars absolus.

Les conditions opératoires à l’entrée de la pompe MPP b sont rassemblées dans le tableau 1 ci-dessous. En se basant sur les conditions montrées dans le Tableau 1 , la pompe polyphasique b a été dimensionnée, avec les résultats détaillés dans le Tableau 2 ci-dessous. Pour atteindre la pression du réacteur de 64 bars absolus, on choisit une pompe b de l'ordre de 330 kW et 8 étages de compression. Le calcul du GLR (acronyme anglais pour « Gas Liquid Ratio » ou Rapport gaz Liquide en français) se fait de la façon suivante :

GLR = Q _vapor (m ³ /h)/Q _|iqUid (m ³ /h)

On observe que l’augmentation de la pression favorise l’absorption du gaz dans le liquide, ce qui entraîne une réduction du débit de gaz dans chaque étage. Le débit du gaz total est réduit de 100%, ce qui favorise la réaction d’oligomérisation d’éthylène, car à l’entrée du réacteur tout l’éthylène est passé en phase liquide: un éventuel problème de perçage dans le ciel gazeux du réacteur ou d’entraînement des bulles d’éthylène dans la boucle de recirculation avec échange thermique autour du réacteur c est évité.

La fraction volumique de gaz varie de 58 % à l'entrée à 0% à la sortie du sixième étage : La figure 9 représente l'évolution du GVF à l'entrée des étages montés en série dans la pompe (le N° 9 représente la sortie du dernier étage).

L’augmentation de débit de liquide favorise également la différence de pression par étage : elle est d’autant plus grande que le débit de gaz est faible, c’est-à-dire que l’absorption du gaz dans le solvant augmente. On a comparé des données de coûts d’investissement et de consommation d’énergie entre l’exemple 1 comparatif (figure 1) et l’exemple 2 selon l’invention (figure 2) : on a observé une réduction total de coût d’installation de 22% pour l’exemple 2, par rapport à l’exemple 1 comparatif. Cette réduction est une conséquence d’une diminution de 33% du coût de compresseur f en raison de la diminution de son débit opératoire. A noter aussi la diminution de 37% du coût de la pompe g de solvant en raison de la diminution de sa pression de refoulement. Concernant la consommation électrique : on observe une réduction de 40% de la consommation pour l’exemple 2 par rapport à l’exemple 1 , principalement en raison de la diminution de la puissance du compresseur f de 57%.

Exemple 3 (selon l’invention) Cet exemple est conforme à la deuxième variante de l’invention selon la figure 3, avec une saturation en éthylène frais du solvant recyclé et une compression de l’éthylène recyclé à 28 bars absolus. Les conditions opératoires et débit volumique à l’entrée de la pompe polyphasique b sont indiqués dans le tableau 3 ci-dessous :

En se basant sur les conditions données au tableau 3, la pompe polyphasique b a été dimensionnée, donnant les résultats détaillés dans le Tableau 4 ci-dessous. Pour atteindre la pression du réacteur de 64 bars absolus, on a choisi une pompe MPP de l'ordre de 730 kW et 16 étages de compression. La pompe comporte 2 séries d'étages; la première série comportant 10 étages de compression, la seconde 6 étages.

On observe que l’augmentation de la pression favorise l’absorption du gaz dans le liquide, ce qui entraîne une réduction du débit de gaz dans chaque étage comme cela est montré dans la figure 6. Le débit du gaz total est réduit en 86%, ce qui favorise la réaction d’oligomérisation d’éthylène : à l’entrée du réacteur c, une grand partie du solvant est saturé avec l’éthylène, et donc, un éventuel problème de perçage dans le ciel gazeux du réacteur ou d’entraînement des bulles d’éthylène dans la boucle de recirculation/refroidissement avec échange thermique autour du réacteur est évité.

La fraction volumique varie de 81 % à l'entrée à 39% à la sortie du seizième étage. La figure 10 donne l'évolution du GVF à l'entrée des étages montés en série dans la pompe.

L’augmentation de débit de liquide favorise également la différence de pression par étage. La différence de compression par étage est d’autant plus grande que le débit de gaz est faible, qu’il est davantage dissous/ absorbé dans le solvant.

On a comparé des données de coûts d’investissement et de consommation d’énergie entre l’exemple 1 comparatif (figure 1) et l’exemple 3 selon l’invention (figure 3) : on observe une réduction totale de coût d’installation de 30% dans le cas de l’exemple 3 par rapport à l’exemple 1. Cette réduction s’explique par une diminution de 48% du coût du compresseur f en raison de la diminution de son débit opératoire et la pression de refoulement. A noter aussi la diminution de 37% du coût de la pompe g de solvant en raison de la diminution de sa pression de refoulement. Concernant la consommation électrique la réduction totale de l’exemple 3 par rapport à l’exemple 1 est de 40%, principalement en raison de la diminution de la puissance du compresseur f de 79%.

On constate donc que l’invention est très performante à la fois en termes d’investissement d’installation et de coût de fonctionnement, tout en gardant ou en augmentant le rendement de production des produits d’oligomérisation. Le gain est spectaculaire : il était inattendu qu’ajouter ainsi une pompe MPP autoriserait ces résultats.

De l’ensemble des variantes illustrées aux figures 1 à 8, on voit que l’invention autorise de nombreuses configurations, et qu’elle est donc très flexible dans sa mise en oeuvre. Elle peut s’adapter ainsi à des dimensionnements variés de réacteurs, et à des pressions d’opération du réacteur dans une large gamme de valeurs.

On souligne que l’on reste dans le cadre de l’invention en combinant deux au moins de ces variantes, quand elles sont techniquement compatibles. Ainsi la boucle de recirculation en sortie de la pompe selon la figure 5 peut s’appliquer aux autres configurations d’installation des autres figures, et au procédé de l’invention tel que défini de façon générale.