EP4003942A1 - Procede d'oligomerisation mettant en oeuvre un recycle du ciel gazeux - Google Patents

Procede d'oligomerisation mettant en oeuvre un recycle du ciel gazeux

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Publication number
EP4003942A1
EP4003942A1 EP20740052.4A EP20740052A EP4003942A1 EP 4003942 A1 EP4003942 A1 EP 4003942A1 EP 20740052 A EP20740052 A EP 20740052A EP 4003942 A1 EP4003942 A1 EP 4003942A1
Authority
EP
European Patent Office
Prior art keywords
reaction chamber
ethylene
gaseous
gas
fraction
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
EP20740052.4A
Other languages
German (de)
English (en)
Inventor
Frédéric AUGIER
Alexandre VONNER
Pedro MAXIMIANO RAIMUNDO
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by IFP Energies Nouvelles IFPEN filed Critical IFP Energies Nouvelles IFPEN
Publication of EP4003942A1 publication Critical patent/EP4003942A1/fr
Pending legal-status Critical Current

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Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J10/00—Chemical processes in general for reacting liquid with gaseous media other than in the presence of solid particles, or apparatus specially adapted therefor
    • B01J10/002—Chemical processes in general for reacting liquid with gaseous media other than in the presence of solid particles, or apparatus specially adapted therefor carried out in foam, aerosol or bubbles
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/2455—Stationary reactors without moving elements inside provoking a loop type movement of the reactants
    • B01J19/2465—Stationary reactors without moving elements inside provoking a loop type movement of the reactants externally, i.e. the mixture leaving the vessel and subsequently re-entering it
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J4/00—Feed or outlet devices; Feed or outlet control devices
    • B01J4/001—Feed or outlet devices as such, e.g. feeding tubes
    • B01J4/004—Sparger-type elements
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C11/00—Aliphatic unsaturated hydrocarbons
    • C07C11/02—Alkenes
    • C07C11/107—Alkenes with six carbon atoms
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
    • C07C2/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons
    • C07C2/04—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation
    • C07C2/06—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation of alkenes, i.e. acyclic hydrocarbons having only one carbon-to-carbon double bond
    • C07C2/08—Catalytic processes
    • C07C2/26—Catalytic processes with hydrides or organic compounds
    • C07C2/32—Catalytic processes with hydrides or organic compounds as complexes, e.g. acetyl-acetonates

Definitions

  • the present invention relates to an oligomerization process implemented in a gas / liquid reactor comprising a loop for recycling the gas overhead.
  • the process relates to the oligomerization of ethylene into linear alpha-olefins such as 1-butene, 1-hexene, 1-octene or a mixture of linear alpha-olefins.
  • the invention relates to the field of oligomerization processes using gas / liquid reactors also called bubble column. Due to the exothermic nature of the oligomerization reactions, the bubble columns also include a recirculation loop consisting in withdrawing a liquid fraction, cooling it and reintroducing it into the reaction chamber. Said recirculation loop makes it possible to obtain good homogeneity of the concentrations and to control the temperature throughout the reaction volume, due to the good heat transfer capacity associated with the recirculation loop.
  • gas phase also called gas headspace.
  • said gaseous sky comprises gaseous compounds that are not very soluble in the liquid phase, compounds that are partially soluble in the liquid but inert, as well as gaseous ethylene not dissolved in said liquid.
  • the transition of gaseous ethylene from the liquid phase to the gas phase (or sky) is a phenomenon called piercing.
  • the gaseous sky is purged in order to eliminate said gaseous compounds.
  • the purging of the gas head causes a significant loss of ethylene, which is detrimental to the productivity and cost of the oligomerization process.
  • the Applicant has described methods in applications W02019 / 011806 and W02019 / 011609 making it possible to increase the contact surface between the upper part of the liquid fraction and the gaseous sky by means of dispersion or vortex means in order to promote the passage of the ethylene contained in the gas overhead towards the liquid phase at the level of the liquid / gas interface.
  • these processes are not sufficient when the quantity of ethylene in the gas overhead is large due to a high rate of piercing.
  • the Applicant has observed that in a reactor operating at a constant flow rate of injected ethylene gas, the quantity of dissolved ethylene and therefore the rate of piercing depends on the dimensions of the reactors implementing the process and in particular the height of the liquid phase. In fact, the lower the height, the lower the time during which the gaseous ethylene travels through the liquid phase to dissolve and the higher the piercing rate.
  • the applicant has discovered a new process implementing a step of recycling the gas overhead in the lower part of the liquid phase, making it possible to optimize the dissolution of the gaseous ethylene used in the process, and to regulate the pressure. within the reactor without causing any loss of ethylene, regardless of the dimensions of the reactor used.
  • the process allows the selective production of linear alpha-olefins such as 1-butene, 1-hexene, 1-octene.
  • Another advantage of the recycling step according to the invention is to make it possible to compensate in a simple and economical manner the phenomenon of piercing of gaseous ethylene in the gas overhead in an oligomerization process regardless of the dimensions of the reactor.
  • the present invention relates to an oligomerization process implemented in a gas / liquid reactor at a pressure between 0.1 and 10.0 MPa, at a temperature between 30 and 200 ° C comprising the following steps: a) A step of introducing a catalytic oligomerization system comprising a metal catalyst and an activating agent, into a reaction chamber comprising a liquid phase in a lower zone and a gas phase in an upper zone,
  • step d) A step of cooling the fraction withdrawn in step c) by passing said fraction through a heat exchanger
  • step d) A step of introducing the fraction cooled in step d) in the upper part of the lower zone of the reaction chamber,
  • the liquid phase in the lower zone of the reaction chamber has a saturation level of dissolved ethylene greater than 70.0%.
  • the gas phase withdrawn in step f) is introduced as a mixture with the gaseous ethylene introduced in step b).
  • the flow rate for withdrawing the gaseous fraction in step f) is between 0.1 and 100% of the flow rate of gaseous ethylene introduced in step b).
  • the introduction of the gas fraction withdrawn in step f) is carried out at the level of the lower lateral part of the reaction chamber.
  • the flow rate for withdrawing the gaseous fraction in step f) is controlled by the pressure within the reaction chamber.
  • a second purge gas stream is withdrawn from the gas phase.
  • the flow rate of the second gas stream is between 0.005 and 1.00% of the ethylene flow rate introduced in step b).
  • a flow of gaseous hydrogen is introduced into the reaction chamber, with a flow rate representing 0.2 to 1.0% by weight of the flow of ethylene entering.
  • the concentration of catalyst in the catalytic system is between 0.1 and 50.0 ppm by mass of atomic metal relative to the reaction mass.
  • the catalytic oligomerization reaction is carried out continuously.
  • the linear olefins obtained comprise from 4 to 20 carbon atoms.
  • the invention also relates to a device for implementing the ethylene oligomerization process described above comprising:
  • reaction chamber i of elongated shape along the vertical axis comprising a liquid phase located in a lower zone comprising, and preferably consisting of, the products of the reaction, dissolved and gaseous ethylene, of a catalytic system and a possible solvent, and
  • gas phase located in an upper zone above the lower zone comprising gaseous ethylene, as well as non-condensable gases (notably methane),
  • a recirculation loop iv comprising a withdrawal means at the base (preferably at the bottom) of the reaction chamber for the withdrawal of a liquid fraction to a heat exchanger allowing the cooling of said liquid, and an introduction means of said cooled liquid, said introduction being carried out in the liquid phase in the upper part of the lower zone of the reaction chamber,
  • a loop for recycling the gas overhead v) to the lower zone of the liquid phase comprising a means for withdrawing a gaseous fraction at the level of the gas phase of the reaction chamber and a means for introducing said fraction gas withdrawn in the liquid phase in the lower zone of the reaction chamber.
  • the introduction of the withdrawn gas fraction is carried out by means of the means for introducing gaseous ethylene ii).
  • the introduction of the gaseous fraction withdrawn from the recycling loop v) is carried out through a gas distributor.
  • oligomerization is understood to mean any reaction of addition of a first olefin to a second olefin, identical or different from the first.
  • the olefin thus obtained has the crude formula C n H 2n where n is equal to or greater than 4.
  • alpha-olefin is understood to mean an olefin on which the double bond is located at the terminal position of the alkyl chain.
  • catalytic system is meant the mixture of at least one metal catalyst and at least one activating agent, optionally in the presence of at least one additive and optionally in the presence of at least one solvent.
  • liquid phase means the mixture of all the compounds which are in a liquid physical state under the temperature and pressure conditions of the reaction chamber.
  • gas phase also called a gaseous sky, is understood to mean the mixture of all the compounds which are in the physical gas state under the temperature and pressure conditions of the reaction chamber: in the form of bubbles present in the liquid , and also in the upper part of the reactor (reactor ceiling).
  • lower zone of the reaction chamber is understood to mean the part of the chamber comprising the liquid phase, gaseous ethylene, the products of the reaction such as the desired linear alpha olefin (ie butene-1, hexene-1 , octene-1), and the catalytic system.
  • upper zone of the reaction chamber is meant the part of the chamber located at the top of the chamber, that is to say directly above the lower zone and consisting of the gas overhead.
  • lower lateral part of the reaction chamber is meant a part of the reactor casing located in the lower part and on the side.
  • non-condensable gas is understood to mean a species in the physical form of a gas which dissolves only partially in the liquid at the temperature and pressure conditions of the reaction chamber, and which can, under certain conditions, accumulate in the head of the reactor ( example here: ethane).
  • t / h we mean the value of a flow expressed in tonnes per hour and per kg / s, the value of a flow in kilograms per second.
  • reactor or device denote all of the means allowing the implementation of the oligomerization process according to the invention, such as in particular the reaction chamber and the recirculation loop.
  • the lower part preferably designates the lower quarter of the reaction chamber.
  • fresh gaseous ethylene is meant the ethylene external to the process introduced in step b) by means ii) of the process according to the invention.
  • the present invention relates to an oligomerization process implemented in a gas / liquid reactor at a pressure between 0.1 and 10.0 MPa, at a temperature between 30 and 200 ° C comprising the following steps:
  • step d) A step of cooling the fraction withdrawn in step c) by passing said fraction through a heat exchanger
  • step d) A step of introducing the fraction cooled in step d) in the upper part of the lower zone of the reaction chamber,
  • the flow of gaseous ethylene introduced in step b) is controlled by the pressure in the reaction chamber.
  • the flow rate of gaseous ethylene introduced in step b) decreases which results in a decrease of the quantity of ethylene dissolved in the liquid phase, therefore of the ethylene saturation. Said decrease is detrimental to the conversion of ethylene and is accompanied by a decrease in the productivity of the reactor, and possibly in its selectivity.
  • the process according to the invention has a degree of saturation of ethylene dissolved in the liquid phase greater than 70.0%, preferably between 70.0 and 100%, preferably between 80.0 and 100%, preferably between between 80.0 and 99.0%, preferably between 85.0 and 99.0% and even more preferably between 90.0 and 98.0%.
  • the degree of saturation in dissolved ethylene can be measured by any method known to those skilled in the art and for example by gas chromatographic analysis (commonly called GC) of a fraction of the liquid phase withdrawn from the reaction chamber. .
  • GC gas chromatographic analysis
  • Another advantage of the recycling step according to the invention is to make it possible to compensate in a simple and economical manner the phenomenon of piercing of gaseous ethylene in the gas overhead in an oligomerization process, whatever the dimensions of the reactor.
  • the oligomerization process according to the invention allows the production of linear alpha olefins by bringing ethylene into contact with a catalytic system and optionally in the presence of a solvent.
  • the catalytic systems comprise, preferably consist of:
  • a metal precursor preferably based on nickel, titanium, or chromium
  • the metallic precursor used in the catalytic system is chosen from compounds based on nickel, titanium or chromium.
  • the metal precursor is based on nickel and preferably comprises nickel of oxidation degree (+11).
  • the nickel precursor is chosen from nickel (II) carboxylates such as, for example, nickel 2-ethylhexanoate, nickel (II) phenates, nickel (II) naphthenates, nickel acetate ( ll), nickel trifluoroacetate (ll), nickel triflate (ll), nickel acetylacetonate (ll), nickel hexafluoroacetylacetonate (ll), TT-allylnickel (ll) chloride, nickel bromide TT-allylnickel (ll), methallylnickel (ll) chloride dimer, h 3 hexafluorophosphate - allylnickel (ll), the hexafluorophosphate of r
  • the metal precursor is based on titanium and preferably comprises an aryloxy or alkoxy compound of titanium.
  • the titanium alkoxy compound advantageously corresponds to the general formula [Ti (OR) 4 ] in which R is a linear or branched alkyl radical.
  • R is a linear or branched alkyl radical.
  • preferred alkoxy radicals mention may be made, by way of nonlimiting example, of: tetraethoxy, tetraisopropoxy, tetra-n-butoxy and tetra-2-ethyl-hexyloxy.
  • the titanium aryloxy compound advantageously corresponds to the general formula [Ti (OR ′) 4] in which R ′ is an aryl radical which may or may not be substituted by alkyl or aryl groups.
  • R ′ radical may contain substituents based on a heteroatom.
  • the preferred aryloxy radicals are chosen from phenoxy, 2-methylphenoxy, 2,6-dimethylphenoxy,
  • the metal precursor is based on chromium and preferably comprises a chromium (II) salt, a chromium (III) salt, or a salt of different oxidation degree which may contain one or more identical anions. or different, such as, for example, halides, carboxylates, acetylacetonates, alkoxy or aryloxy anions.
  • the chromium-based precursor is chosen from CrCl 3 , CrCl 3 (tetrahydrofuran) 3 , Cr (acetylacetonate) 3 , Cr (naphthenate) 3 , Cr (2-ethylhexanoate) 3 , Cr (acetate) 3 .
  • the concentration of nickel, titanium or chromium is between 0.01 and 300.0 ppm by mass of atomic metal relative to the reaction mass, preferably between 0.02 and 100.0 ppm, preferably between 0, 03 and 50.0 ppm, more preferably between 0.5 and 20.0 ppm and even more preferably between 2.0 and 50.0 ppm by weight of atomic metal relative to the reaction weight.
  • the activating agent is between 0.01 and 300.0 ppm by mass of atomic metal relative to the reaction mass, preferably between 0.02 and 100.0 ppm, preferably between 0, 03 and 50.0 ppm, more preferably between 0.5 and 20.0 ppm and even more preferably between 2.0 and 50.0 ppm by weight of atomic metal relative to the reaction weight.
  • the catalytic system further comprises one or more activating agents chosen from aluminum-based compounds such as methylaluminum dichloride (MeAICI 2 ), dichloroethylaluminum (EtAICI 2 ), sesquichloride of ethylaluminum (Et 3 AI 2 CI 3 ), chlorodiethylaluminum (Et 2 AICI), chlorodiisobutylaluminum (i-Bu 2 AICI), triethylaluminum (AIEt 3 ), tripropylaluminum (Al (n- Pr) 3 ), triisobutylaluminum ( Al (i-Bu) 3 ), diethyl-ethoxyaluminum (Et 2 AIOEt), methylaluminoxane (MAO), ethylaluminoxane and modified methylaluminoxanes (MMAO).
  • aluminum-based compounds such as methylaluminum dichloride (MeAICI 2 ), dichloroe
  • the catalytic system comprises one or more additives.
  • the additive is chosen from,
  • - compounds of nitrogen type such as trimethylamine, triethylamine, pyrrole, 2,5-dimethylpyridine, pyridine, 2-methylpyridine, 3-methylpyridine, 4-methylpyridine, 2-methoxypyridine, 3 -methoxypyridine, 4-methoxypyridine, 2-fluoropyridine, 3-fluoropyridine, 3-tri f I u ro m éthy I py ri dine, 2-phenylpyridine,
  • nitrogen type such as trimethylamine, triethylamine, pyrrole, 2,5-dimethylpyridine, pyridine, 2-methylpyridine, 3-methylpyridine, 4-methylpyridine, 2-methoxypyridine, 3 -methoxypyridine, 4-methoxypyridine, 2-fluoropyridine, 3-fluoropyridine, 3-tri f I u ro m éthy I py ri dine, 2-phenylpyridine,
  • phosphine type independently chosen from tributylphosphine, triisopropylphosphine, tricyclopentylphosphine, tricyclohexylphosphine, triphenylphosphine, tris (o-tolyl) phosphine, bis (diphenylphosphino) ethane, trioctylphosphine oxide, triphenylphosphine, triphenylphosphite, or
  • R 1a and R 1b groups are independently chosen from methyl, trifluoromethyl, ethyl, n-propyl, i-propyl, n-butyl, i-butyl, t-butyl, pentyl, cyclohexyl, adamantyl groups, substituted or not, containing or not containing heteroelements; phenyl, o-tolyl, m-tolyl, p-tolyl, mesityl groups,
  • the R 2 group is independently selected from methyl, trifluoromethyl, ethyl, n-propyl, i-propyl, n-butyl, i-butyl, t-butyl, pentyl, cyclohexyl, adamantyl, substituted or unsubstituted groups, containing heteroelements or not ; phenyl, o-tolyl, m-tolyl, p-tolyl, mesityl, 3,5-dimethylphenyl, 4-n-butylephenyl, 4-methoxyphenyl, 2-methoxyphenyl, 3-methoxyphenyl, 4-methoxyphenyl, 2-isopropoxyphenyl, 4-methoxy-3,5-dimethylphenyl, 3,5-ditert-butyl-4-methoxyphenyl, 4-chlorophenyl, 3,5- bis (trifluoromethyl) phenyl, benzyl, naph
  • the additive is chosen from diethyl ether, diisopropyl ether, dibutyl ether, diphenyl ether, 2-methoxy-2-methylpropane, 2-methoxy-2-methylbutane, dimethoxy- 2,2 propane, di (2-ethylhexyloxy) - 2,2 propane, 2,5-dihydrofuran, tetrahydrofuran, 2-methoxytetrahydrofuran, 2-methyltetrahydrofuran, 3-methyltetrahydrofuran, 2,3-dihydropyran, tetrahydropyran, 1, 3-dioxolane, 1, 3-dioxane, 1, 4-dioxane, dimethoxyethane, di (2-methoxyethyl) ether, benzofuran, glyme and diglyme taken alone or as a mixture.
  • the additive is chosen from diethyl ether, diisopropyl ether, dibutyl ether
  • - compounds of nitrogen type such as trimethylamine, triethylamine, pyrrole, 2,5-dimethylpyrrole, pyridine, 2-methylpyridine, 3-methylpyridine, 4-methylpyridine, 2-methoxypyridine, 3 -methoxypyridine, 4-methoxypyridine,
  • M is chosen from magnesium, calcium, strontium and barium, preferably magnesium,
  • R 3 is an aryl radical containing from 6 to 30 carbon atoms
  • X is a halogen or an alkyl radical containing from 1 to 20 carbon atoms
  • n is an integer which can take the values of 0 or 1
  • y is an integer between 1 and 10, preferably y is equal to 1, 2, 3 or 4.
  • the aryloxy radical R s O is chosen from 4-phenylphenoxy, 2-phenylphenoxy, 2,6-diphenylphenoxy, 2,4,6-triphenylphenoxy, 2, 3,5,6-tetraphenylphenoxy, 2-tert-butyl-6-phenylphenoxy, 2,4-ditertbutyl-6-phenylphenoxy, 2,6-diisopropylphenoxy, 2,6-dimethylphenoxy, 2,6-ditert-butylphenoxy, 4-methyl-2 , 6-ditert-butylphenoxy, 2,6-dichloro-4-tert-butylphenoxy and 2,6-dibromo-4-tert-butylphenoxy.
  • the two aryloxy radicals can be carried by the same molecule, such as for example the biphenoxy radical, binaphthoxy or 1, 8-naphthalene-dioxy,
  • the aryloxy radical R s O is 2,6-diphenylphenoxy, 2 -tert-butyl-6-phenylphenoxy or 2,4-ditert-butyl-6-phenylphenoxy.
  • the catalytic system optionally comprises one or more solvents.
  • the solvent is chosen from the group formed by aliphatic and cycloaliphatic hydrocarbons such as hexane, cyclohexane, heptane, butane or isobutane.
  • the solvent used is cyclohexane.
  • a solvent or a mixture of solvents can be used during the oligomerization reaction.
  • Said solvent is advantageously chosen independently from the group formed by aliphatic and cycloaliphatic hydrocarbons such as hexane, cyclohexane, heptane, butane or isobutane.
  • the linear alpha olefins obtained comprise from 4 to 20 carbon atoms, preferably from 4 to 18 carbon atoms, preferably from 4 to 10 carbon atoms, and preferably from 4 to 8 carbon atoms.
  • the olefins are linear alpha-olefins, selected from but-1-ene, hex-1-ene or oct-1-ene.
  • the oligomerization process is carried out at a pressure of between 0.1 and 10.0 MPa, preferably between 0.2 and 9.0 MPa and preferentially between 0.3 and 8.0 MPa, at a temperature between 30 and 200 ° C, preferably between 35 and 150 ° C and preferably between 45 and 140 ° C.
  • the catalyst concentration in the catalytic system is between 0.1 and 50.0 ppm by mass of atomic metal relative to the reaction mass, preferably between 0.4 and 30.0 ppm, preferably between 0 , 6 and 20.0 ppm, preferably between 0.8 and 10.0 ppm and preferably between 1.0 and 6.0 ppm by weight of atomic metal relative to the reaction weight.
  • the oligomerization process is carried out batchwise.
  • the catalytic system constituted as described above, is introduced into a reactor fitted with the usual stirring, heating and cooling devices, then pressurized with ethylene to the desired pressure, and the temperature is adjusted to the desired pressure. desired value.
  • the oligomerization device is maintained at constant pressure by introducing gaseous ethylene until the total volume of liquid produced represents, for example, from 2 to 50 times the volume of the catalytic solution introduced beforehand.
  • the catalyst is then destroyed by any usual means known to those skilled in the art, then the reaction products and the solvent are withdrawn and separated.
  • the oligomerization process is carried out continuously.
  • the catalytic system formed as described above, is injected at the same time as the ethylene into a reactor stirred by conventional mechanical means known to those skilled in the art or by external recirculation, and maintained at the desired temperature.
  • the components of the catalytic system can also be injected separately into the reaction medium.
  • the gaseous ethylene is introduced through a pressure-controlled inlet valve, which maintains the latter constant in the reactor.
  • the reaction mixture is withdrawn by means of a valve controlled by the liquid level so as to keep the latter constant.
  • the catalyst is destroyed continuously by any usual means known to those skilled in the art, then the products resulting from the reaction as well as the solvent are separated, for example by distillation. Ethylene which has not been converted can be recycled to the reactor.
  • the catalyst residues included in a heavy fraction can be incinerated.
  • the method according to the invention comprises a step a) of introducing a catalytic system comprising a metal catalyst and an activating agent, and optionally a solvent or a mixture of solvents, into a reaction chamber comprising a liquid phase in a lower zone and a gas phase in an upper zone.
  • the introduction of the catalytic system is carried out in the liquid phase in the lower part of the reaction chamber and preferably in the bottom of the reaction chamber.
  • the pressure of introduction into the reaction chamber is between 0.1 and 10.0 MPa, preferably between 0.2 and 9.0 MPa and preferably between 0.3 and 8.0 MPa.
  • the temperature of introduction into the reaction chamber is between 30 and 200 ° C, preferably between 35 and 150 ° C and more preferably between 45 and 140 ° C.
  • the method according to the invention comprises a step b) of bringing the catalytic system introduced in step a) into contact with gaseous ethylene.
  • Said gaseous ethylene is introduced into the liquid phase at the lower part of the reaction chamber, preferably on the lower lateral part of the reaction chamber.
  • the introduced gaseous ethylene comprises fresh gaseous ethylene, and preferably, said fresh gaseous ethylene is combined with recycled gaseous ethylene at a separation step subsequent to the oligomerization process.
  • the liquid phase comprises undissolved gaseous ethylene, thus depending on the zones of the reaction chamber, the liquid phase liquid phase corresponds to a gas-liquid mixture between in particular the liquid phase and gaseous ethylene.
  • the area in the bottom of the reaction chamber below the level of introduction of the gaseous ethylene comprises, preferably consists of the liquid phase without gaseous ethylene.
  • the gaseous ethylene is distributed by dispersion during its introduction into the lower liquid phase of the reaction chamber by a means suitable for producing said dispersion uniformly over the entire section of the reactor.
  • the dispersion means is chosen from a distribution network with a homogeneous distribution of the ethylene injection points over the entire section of the reactor.
  • the speed of the gaseous ethylene leaving the orifices is between 1.0 and 30.0 m / s. Its surface speed (volume speed of gas divided by the section of the reaction chamber) is between 0.5 and 10.0 cm / s and preferably between 1.0 and 8.0 cm / s.
  • the gaseous ethylene is introduced at a flow rate of between 1 and 250 t / h, preferably between 3 and 200 t / h, preferably between 5 and 150 t / h and preferably between 10 and 100 t / h .
  • the flow of gaseous ethylene introduced in step b) is controlled by the pressure in the reaction chamber.
  • a flow of gaseous hydrogen can also be introduced into the reaction chamber, with a flow rate representing 0.2 to 1.0% by mass of the incoming ethylene flow.
  • the flow of gaseous hydrogen is introduced through the pipe used for the introduction of the gaseous ethylene.
  • Step c) withdrawing a fraction of the liquid phase
  • the method according to the invention comprises a step c) of withdrawing a fraction of the liquid phase, preferably in the lower part of the reaction chamber.
  • the withdrawal carried out in step c) is preferably carried out in the lower part of the reaction chamber, preferably below the level of the injection of gaseous ethylene, and preferably in the bottom of the. pregnant.
  • the withdrawal is carried out by any means suitable for carrying out the withdrawal and preferably by a pump.
  • the withdrawal rate is between 500 and 10,000 t / h, and preferably between 800 and 7,000 t / h.
  • a second stream is withdrawn from the liquid phase.
  • Said second stream corresponds to the effluent obtained at the end of the oligomerization process and can be sent to a separation section located downstream of the device used in the process according to the invention.
  • the liquid fraction withdrawn from the liquid phase is divided into two streams.
  • the first so-called main stream is sent to cooling step d), and the second stream corresponds to the effluent and is sent to the downstream separation section.
  • the flow rate of said second stream is regulated to maintain a constant liquid level in the reactor.
  • the flow rate of said second stream is 5 to 200 times lower than the liquid flow rate sent to the cooling step.
  • the flow rate of said effluent is 5 to 150 times lower, preferably 10 to 120 times lower and preferably 20 to 100 times lower.
  • the method according to the invention comprises a step d) of cooling the liquid fraction withdrawn in step c).
  • the cooling step is implemented by the circulation of the main liquid stream withdrawn in step c), through one or more heat exchangers located inside or outside the reaction chamber and preferably outdoors.
  • the heat exchanger makes it possible to decrease the temperature of the liquid fraction from 1.0 to 30.0 ° C, preferably between 2.0 and 20 ° C, preferably between 2.0 and 15.0 ° C, preferably between 2.5 and 10.0 ° C, preferably 3.0 to 9.0 ° C, preferably 4.0 to 8.0 ° C.
  • the cooling of the liquid fraction makes it possible to maintain the temperature of the reaction medium within the desired temperature ranges.
  • the implementation of the liquid cooling step, via the recirculation loop also makes it possible to carry out the stirring of the reaction medium, and thus to homogenize the concentrations of the reactive species throughout the volume. liquid from the reaction chamber.
  • the method according to the invention comprises a step e) of introducing the cooled liquid fraction in step d).
  • step d) The introduction of the cooled liquid fraction resulting from step d) is preferably carried out in the liquid phase of the reaction chamber, preferably in the upper part of said chamber, by any means known to those skilled in the art. job.
  • the rate of introduction of the cooled liquid fraction is between 500 and 10,000 t / h, and preferably between 800 and 7,000 t / h.
  • Steps c) to e) constitute a recirculation loop.
  • the recirculation loop allows the reaction medium to be stirred, and thus to homogenize the concentrations of the reactive species throughout the liquid volume of the reaction chamber.
  • Step f) of recycling a gaseous fraction withdrawn from the gas phase comprises a step f) of recycling a gaseous fraction withdrawn from the gas phase of the reaction chamber and introduced at the level of the bottom of the reaction chamber in the liquid phase, preferably on the lower lateral part of the reaction chamber, preferably at the bottom of the reaction chamber.
  • the lower part designates the lower quarter of the reaction chamber.
  • Step f) of recycling the gas fraction is also called a recycling loop.
  • the withdrawal of the gas fraction implemented in step f) is carried out by any means capable of carrying out the withdrawal and preferably by a compressor.
  • An advantage of the recycling step according to the invention is to compensate for the phenomenon of ethylene piercing in the gas overhead.
  • the piercing phenomenon corresponds to gaseous ethylene which passes through the liquid phase without dissolving and which passes into the gas sky.
  • the drilling then causes an increase in pressure in the reaction chamber.
  • the rate of introduction of ethylene in step b) is controlled by the pressure in the reaction chamber.
  • the flow rate of gaseous ethylene introduced in step b) decreases which results in a decrease of the quantity of ethylene dissolved in the liquid phase and therefore of the saturation.
  • the decrease in saturation is detrimental to the conversion of ethylene and is accompanied by a decrease in the productivity of the reactor.
  • the step of recycling a gas fraction according to the invention therefore makes it possible to optimize the saturation of the dissolved ethylene and therefore to improve the volume productivity of the process.
  • the gas phase withdrawn in step f) can be introduced into the reaction chamber alone or as a mixture with the gaseous ethylene introduced in step b).
  • the gas phase is introduced as a mixture with the gaseous ethylene introduced in step b).
  • the gaseous phase withdrawn in step f) is introduced into the reaction chamber by dispersion in the lower liquid phase of the reaction chamber by means capable of producing said dispersion uniformly over the entire surface.
  • the dispersion means is chosen from a distribution network with a homogeneous distribution of the injection points of the gas phase withdrawn in step f) over the entire section of the reactor.
  • the speed of the gas fraction withdrawn at the outlet of the orifices is between 1.0 and 30.0 m / s. Its surface speed (volume speed of gas divided by the cross section of the reaction chamber) is between 0.5 and 10.0 cm / s and preferably between 1.0 and 8.0 cm / s.
  • the fraction withdrawal flow rate is between 0.1 and 100% of the ethylene gas flow introduced in step b), preferably 0.5 and 90.0%, preferably 1.0 and 80.0%, preferably between 2.0 and 70.0%, preferably between 4.0 and 60.0%, preferably between 5.0 and 50.0%, preferably between 10.0 and 40, 0% and preferably between 15.0 and 30.0%.
  • the flow rate for withdrawing the gaseous fraction in step f) is controlled by the pressure within the reaction chamber, which makes it possible to maintain the pressure at a desired value or range and therefore to compensate for the phenomenon of piercing ethylene gas in the air.
  • the gas fraction withdrawn in step f) is divided into two streams, a first so-called main gas stream is recycled directly into the reaction chamber, and a second gas stream.
  • said second gas stream corresponds to a purge of the gas overhead, which makes it possible to remove part of the non-condensable gases.
  • the flow rate of the second gas stream is between 0.005 and 1.00% of the ethylene flow rate introduced in step b), preferably between 0.01 and 0.50%.
  • reactors implementing a liquid phase and a gas phase consist of a reaction chamber comprising a liquid phase in a lower zone comprising gaseous ethylene and a gas phase in an upper zone, a recirculation loop of a liquid fraction to a heat exchanger allowing the cooling of the liquid fraction before it is reinjected into the main enclosure.
  • the flow rate of the recirculation loop makes it possible to obtain good homogenization of the concentrations and to control the temperature in the liquid phase within the reaction chamber.
  • the reaction device implemented by the process according to the invention belongs to the field of gas / liquid reactors such as bubble columns.
  • the reaction device according to the invention comprises the following elements:
  • reaction chamber i of elongated shape along the vertical axis comprising a liquid phase located in a lower zone comprising, and preferably consisting of, the products of the reaction, dissolved and gaseous ethylene, a catalytic system and an optional solvent, and a gas phase located in an upper zone above the lower zone comprising gaseous ethylene, as well as non-condensable gases (especially ethane),
  • a recirculation loop iv comprising a withdrawal means at the base (preferably at the bottom) of the reaction chamber for the withdrawal of a liquid fraction to a heat exchanger allowing the cooling of said liquid, and an introduction means of said cooled liquid, said introduction being carried out in the liquid phase in the upper part of the lower zone of the reaction chamber,
  • a loop for recycling the gaseous phase v) in the lower zone of the liquid phase comprising a means for withdrawing a gaseous fraction at the level of the gaseous phase of the reaction chamber and a means for introducing said gaseous fraction withdrawn in the liquid phase in the lower zone of the reaction chamber.
  • the reaction chamber is cylindrical in shape and has a height to width ratio (denoted H / D) of between 1 and 17, preferably between 1 and 8, preferably between 2 and 7 and preferably between 2 and 4.
  • H / D height to width ratio
  • the reaction chamber comprises means for purging the non-condensable gases at the level of the gas phase.
  • the reaction chamber also comprises a pressure sensor, making it possible to control the pressure within the reaction chamber, and preferably to keep the pressure constant.
  • said pressure is kept constant by introducing gaseous ethylene into the reaction chamber.
  • the gas overhead recycle loop advantageously makes it possible, in the event of drilling of the ethylene, to maintain at a given value the saturation of ethylene dissolved in the liquid phase of the lower zone.
  • the reaction chamber also comprises a liquid level sensor, said level is kept constant by modulating the flow rate of the effluent withdrawn in step c).
  • the level sensor is located at the interphase between the liquid phase and the gaseous sky. ii) a means of introducing ethylene
  • the reaction chamber i) comprises a means for introducing gaseous ethylene located in the lower part of said chamber, more particularly in the lower lateral part.
  • the means of introduction ii) of the ethylene is chosen from a pipe, a network of pipes, a multi-tube distributor, a perforated plate or any other means known to those skilled in the art.
  • the means for introducing ethylene is located in the recirculation loop iv).
  • a gas distributor which is a device making it possible to disperse the gas phase uniformly over the entire liquid section, is positioned at the end of the introduction means ii) within the reaction chamber i).
  • Said device comprises a network of perforated pipes, the diameter of the orifices of which is between 1.0 and 12.0 mm, of preferably between 3.0 and 10.0 mm, to form bubbles of ethylene in the liquid of millimeter size.
  • the reaction chamber i) comprises a means of introduction iii) of the catalytic system.
  • the introduction means iii) is located on the lower part of the reaction chamber, and preferably at the bottom of said chamber.
  • the introduction of the catalytic system is carried out in the recirculation loop.
  • the means of introduction iii) of the catalytic system is chosen from any means known to those skilled in the art and preferably is a pipe.
  • said solvent is introduced by an introduction means located in the lower part of the reaction chamber, preferably at the bottom of the reaction chamber or in the recirculation loop. iv) a recirculation loop
  • the homogeneity of the liquid phase, as well as the regulation of the temperature within the reaction chamber, are achieved by the use of a recirculation loop comprising means on the lower part of the chamber. reaction, preferably at the bottom, to carry out the withdrawal of a liquid fraction to one or more heat exchanger (s) allowing the cooling of said liquid, and a means for introducing said cooled liquid into the liquid phase in the part upper part of the reaction chamber.
  • a recirculation loop comprising means on the lower part of the chamber. reaction, preferably at the bottom, to carry out the withdrawal of a liquid fraction to one or more heat exchanger (s) allowing the cooling of said liquid, and a means for introducing said cooled liquid into the liquid phase in the part upper part of the reaction chamber.
  • the recirculation loop can advantageously be implemented by any means necessary and known to those skilled in the art, such as a pump for withdrawing the liquid fraction, a means capable of regulating the flow rate of the withdrawn liquid fraction, or still a line for purging at least part of the liquid fraction.
  • the means for withdrawing the liquid fraction from the reaction chamber is a pipe.
  • the heat exchanger (s) capable of cooling the liquid fraction is (are) chosen from any means known to those skilled in the art.
  • the device comprises a loop for recycling the gas phase in the lower part of the liquid phase.
  • Said loop comprising a means for withdrawing a gas fraction from the gas phase of the reaction chamber and a means for introducing said gas fraction withdrawn into the liquid phase in the lower part of the reaction chamber.
  • the recycle loop advantageously makes it possible to compensate for the phenomenon of piercing and to avoid increasing the pressure in the reaction chamber, while maintaining the saturation of ethylene dissolved in the liquid phase at a desired value.
  • the recycle loop further comprises a compressor.
  • the introduction of the withdrawn gaseous fraction is carried out through the means of introducing gaseous ethylene ii).
  • the introduction of the withdrawn gaseous fraction is carried out via a gas distributor which is a device for dispersing the gas phase uniformly over the entire liquid section, is positioned at the end of the means of introduction into the reaction chamber i).
  • Said device comprises a network of perforated pipes, the diameter of the orifices of which is between 1.0 and 12.0 mm, preferably between 3.0 and 10.0 mm, to form bubbles of ethylene in the liquid of size millimeter.
  • the means for introducing the gas fraction withdrawn is chosen from a pipe, a network of pipes, a multitubular distributor, a perforated plate or any other means known to those skilled in the art. DESCRIPTION OF FIGURES
  • FIG. 1 illustrates a reaction device according to the prior art.
  • This device consists of a reaction chamber (1) comprising a lower zone comprising a liquid phase A and an upper zone comprising a gas phase B, a means for introducing gaseous ethylene (2) via of a gas distributor (3) in the liquid phase A.
  • the gas phase B comprises a purge means (4).
  • At the bottom of the reaction chamber (1) is a pipe for withdrawing a liquid fraction (5). Said fraction (5) is divided into 2 streams, a first main stream (7) sent to a heat exchanger (8) then introduced via a pipe (9) into the liquid phase A and a second stream ( 6) corresponding to the effluent sent to a later stage.
  • Line (10) in the bottom of the reaction chamber allows the introduction of the catalytic system.
  • Figure 2 illustrates a device for implementing the method according to the invention. Said device differs from the device of FIG. 1 in that a gaseous fraction of the gas phase B is sent to a compressor (11) and is recycled via a pipe (12) connected to the means for introducing gaseous ethylene (2 ) in the lower part of zone A comprising the liquid phase A.
  • Example 1 comparison corresponding to figure 1
  • the ethylene oligomerization process is carried out in a bubble column type reactor.
  • the reactor is operated at a pressure of 5.0 MPa and a temperature of 120 ° C.
  • the reaction volume is composed, in accordance with the figure in 1, in two zones A and B, in a column of 2.97 m in diameter and 6.0 m in liquid height, and of a recirculation loop having a volume total of 5.0 m 3 .
  • the column is fitted with an ethylene gas injection device, located 1.0 m from the bottom of the column.
  • the catalytic system introduced into the reaction chamber is a chromium-based catalytic system with a chromium content of 4.37 ppm, as described in patent FR3019064, in the presence of cyclohexane as solvent.
  • the purge flow is equal to 0.0045 kg / s.
  • the volume productivity of this reactor is 0.134 tonnes of hexene-1 produced per hour and per m 3 of reaction volume.
  • hexene-1 The production of hexene-1 is 6.25 tonnes / hour, the selectivity for hexene-1 is 81.2% by weight, and the residence time in the reactor is 76 minutes, for a solvent mass rate of 1 , 0. Said solvent level is calculated as the mass ratio of the flow rate of solvent injected over the flow rate of gaseous ethylene injected.
  • the oligomerization process according to the invention is implemented in a device of identical dimensions to that implemented in Example 1, further comprising and in accordance with the invention a loop for recycling the gas overhead in the liquid phase as described in Figure 2.
  • the ethylene oligomerization process is implemented in a bubble column type reactor. The reactor is operated at a pressure of 5.0 MPa and a temperature of 120 ° C.
  • the catalytic system introduced into the reaction chamber is a chromium-based catalytic system with a chromium content of 4.38 ppm, as described in patent FR3019064, in the presence of cyclohexane as solvent.
  • the volume productivity of this reactor is 0.194 tonnes of hexene-1 produced per hour and per m 3 of reaction volume.
  • the performance of the oligomerization process according to the invention makes it possible to have a dissolved ethylene saturation of 90.0%.
  • hexene-1 The production of hexene-1 is 9.06 tonnes / hour, the selectivity for hexene-1 is 83.3% by weight, and the residence time in the reactor is 52.5 minutes, for a rate mass of solvent of 1.0. Said solvent rate is calculated as the mass ratio of the flow rate of solvent injected over the flow rate of injected ethylene gas.
  • the process according to the invention clearly makes it possible to increase the ethylene saturation in the liquid phase, which makes it possible to improve the productivity of the oligomerization process with a lower residence time and a better selectivity in hexene-1. .

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Abstract

La présente invention concerne un procédé d'oligomérisation mis en œuvre dans un réacteur gaz/liquide comprenant une boucle de recycle du ciel gazeux. En particulier, le procédé concerne l'oligomérisation de l'éthylène en alpha-oléfines linéaires tel que le 1-butène, le 1- héxène, le 1-octène ou un mélange d'alpha-oléfines linéaires.

Description

PROCEDE DOLIGOMERISATION METTANT EN ŒUVRE UN RECYCLE DU CIEL
GAZEUX
DOMAINE TECHNIQUE
La présente invention concerne un procédé d’oligomérisation mis en œuvre dans un réacteur gaz/liquide comprenant une boucle de recycle du ciel gazeux. En particulier, le procédé concerne l’oligomérisation de l’éthylène en alpha-oléfines linéaires tel que le 1-butène, le 1- héxène, le 1-octène ou un mélange d’alpha-oléfines linéaires.
ART ANTERIEUR
L’invention concerne le domaine des procédés d’oligomérisation mettant en œuvre des réacteurs gaz/liquide encore appelés colonne à bulles. Du fait du caractère exothermique des réactions d’oligomérisation, les colonnes à bulles comprennent également une boucle de recirculation consistant à soutirer une fraction liquide, la refroidir et la réintroduire dans l’enceinte réactionnelle. 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.
Un inconvénient rencontré dans les procédés d’oligomérisation lors de la mise en œuvre de ce type de colonne est la gestion de la phase gazeuse encore appelée ciel gazeux. En effet, ledit 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. Le passage de l’éthylène gazeux de la phase liquide vers la phase gazeuse (ou ciel) est un phénomène appelé perçage. Or le ciel gazeux est purgé afin d’éliminer lesdits composés gazeux. Lorsque la quantité d’éthylène gazeux présente dans le ciel gazeux est importante la purge du ciel gazeux entraine une perte en éthylène non négligeable ce qui nuit à la productivité et au coût du procédé d’oligomérisation.
Afin d’améliorer l’efficacité du procédé d’oligomérisation en terme de productivité et de coût, il est donc indispensable de limiter la perte en éthylène n’ayant pas réagi contenu dans le ciel gazeux afin d’améliorer sa conversion dans ledit procédé tout en conservant un bonne sélectivité en alpha oléfines linéaires souhaitées. Les procédés de l’art antérieur mettant en œuvre une boucle de recirculation, telle que illustrée à la figure 1 , ne permettent pas de limiter la perte en éthylène gazeux et la purge du ciel gazeux entraine une sortie d’éthylène gazeux du réacteur néfaste pour le rendement et le coût du procédé. La demanderesse a décrit des procédés dans les demandes W02019/011806 et W02019/011609 permettant d’augmenter la surface de contact entre la partie supérieure de la fraction liquide et le ciel gazeux par l’intermédiaire de moyen de dispersion ou de vortex afin de favoriser le passage de l’éthylène contenu dans le ciel gazeux vers la phase liquide au niveau de l’interface liquide/gaz. Ces procédés ne sont cependant pas suffisants lorsque la quantité d’éthylène dans le ciel gazeux est importante du fait d’un fort taux de perçage.
De plus lors de ces recherches, la demanderesse a constaté que dans un réacteur fonctionnant à débit constant d’éthylène gazeux injecté, la quantité d’éthylène dissous et donc le taux de perçage est dépendant des dimensions des réacteurs mettant en œuvre le procédé et notamment de la hauteur de la phase liquide. En effet, plus la hauteur est faible plus le temps durant lequel l’éthylène gazeux parcourt la phase liquide pour se dissoudre est faible et plus le taux de perçage est élevé.
De manière surprenante, la demanderesse a découvert un nouveau procédé mettant un œuvre une étape de recyclage du ciel gazeux dans la partie inférieure de la phase liquide permettant d’optimiser la dissolution de l’éthylène gazeux engagé dans le procédé, et de réguler la pression au sein du réacteur sans entraîner de perte en éthylène et ce quelles que soient les dimensions du réacteur mis en œuvre. En particulier, le procédé permet l’obtention sélective d’alpha-oléfines linéaires telle que le 1-butène, le 1-héxène, le 1-octène.
Un autre avantage de l’étape de recyclage selon l’invention est de permettre de compenser de façon simple et économique le phénomène de perçage de l’éthylène gazeux dans le ciel gazeux dans un procédé d’oligomérisation quelles que soient les dimensions du réacteur.
DESCRIPTION SOMMAIRE DE L’INVENTION
La présente invention concerne un procédé d’oligomérisation mis en œuvre dans un réacteur gaz/liquide à une pression comprise entre 0,1 et 10,0 MPa, à une température comprise entre 30 et 200°C comprenant les étapes suivantes : a) Une étape d’introduction d’un système catalytique d’oligomérisation comprenant un catalyseur métallique et un agent activateur, dans une enceinte réactionnelle comprenant une phase liquide dans une zone inférieure et une phase gazeuse dans une zone supérieure,
b) Une étape de mise en contact dudit système catalytique avec de l’éthylène gazeux par l’introduction dudit éthylène dans la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle, c) Une étape de soutirage d’une fraction liquide ,
d) Une étape de refroidissement de la fraction soutirée à l’étape c) par le passage de ladite fraction dans un échangeur thermique,
e) Une étape d’introduction de la fraction refroidie à l’étape d) dans la partie supérieure de la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle,
f) Une étape de recyclage d’une fraction gazeuse soutirée de la zone supérieure de l’enceinte réactionnelle et introduite au niveau de la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle dans la fraction liquide. De préférence, la phase liquide dans la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle présente un taux de saturation en éthylène dissous supérieur à 70,0 %.
De préférence, la phase gazeuse soutirée à l’étape f) est introduite en mélange avec l’éthylène gazeux introduit à l’étape b).
De préférence, le débit de soutirage de la fraction gazeuse à l’étape f) est compris entre 0,1 et 100 % du débit d’éthylène gazeux introduit à l’étape b).
De préférence, l’introduction de la fraction gazeuse soutirée à l’étape f) est réalisée au niveau de la partie inférieure latérale de l’enceinte réactionnelle.
De préférence, le débit de soutirage de la fraction gazeuse à l’étape f) est asservi à la pression au sein de l’enceinte réactionnelle. De préférence, un second flux gazeux de purge est soutiré de la phase gazeuse.
De préférence, le débit du second flux gazeux est compris entre 0,005 et 1 ,00 % du débit d’éthylène introduit à l’étape b). De préférence, à l’étape b) un flux d’hydrogène gazeux est introduit dans l’enceinte réactionnelle, avec un débit représentant 0,2 à 1 ,0 % en masse du débit d’éthylène entrant.
De préférence, la concentration en catalyseur dans le système catalytique est comprise entre 0,1 et 50,0 ppm en masse de métal atomique par rapport à la masse réactionnelle.
De préférence, la réaction catalytique d’oligomérisation est mise en œuvre en continu.
De préférence, les oléfines linéaires obtenues comprennent de 4 à 20 atomes de carbone.
L’invention concerne également un dispositif pour la mise en œuvre du procédé d’oligomérisation de l’éthylène décrit ci-dessus comprenant :
- une enceinte réactionnelle i), de forme allongée le long de l’axe vertical comprenant une phase liquide située dans une zone inférieure comprenant, et de préférence constituée, des produits de la réaction, de l’éthylène dissous et gazeux, d’un système catalytique et d’un éventuel solvant, et
une phase gazeuse située dans une zone supérieure au-dessus de la zone inférieure comprenant de l’éthylène gazeux, ainsi que les gaz incondensables (méthane notamment),
- un moyen d’introduction de l’éthylène gazeux ii), situé dans la partie inférieure latérale de ladite enceinte réactionnelle mettant en œuvre un moyen de distribution de l’éthylène gazeux au sein de ladite phase liquide de l’enceinte réactionnelle,
- un moyen d’introduction du système catalytique iii), comprenant un catalyseur métallique, au moins un activateur et au moins un additif, ledit moyen étant situé dans la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle,
- une boucle de recirculation iv) comprenant un moyen de soutirage à la base (de préférence au fond) de l’enceinte réactionnelle pour le soutirage d’une fraction liquide vers un échangeur thermique permettant le refroidissement dudit liquide, et un moyen d’introduction dudit liquide refroidi, ladite introduction étant réalisée dans la phase liquide dans la partie supérieure de la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle,
- une boucle de recycle du ciel gazeux v) vers la zone inférieure de la phase liquide comprenant un moyen de soutirage d’une fraction gazeuse au niveau de la phase gazeuse de l’enceinte réactionnelle et un moyen d’introduction de ladite fraction gazeuse soutirée dans la phase liquide dans la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle.
De préférence, dans ledit dispositif l’introduction de la fraction gazeuse soutirée est réalisée par l’intermédiaire du moyen d’introduction de l’éthylène gazeux ii). De préférence, dans ledit dispositif l’introduction de la fraction gazeuse soutirée dans la boucle de recycle v) est réalisée par l’intermédiaire d’un distributeur gazeux.
DEFINITIONS & ABREVIATIONS
Dans l’ensemble de la description les termes ou abréviations ci-après ont le sens suivant.
On entend par oligomérisation 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 CnH2n où n est égal ou supérieur à 4.
On entend par alpha-oléfine une oléfine sur laquelle la double liaison est située en position terminale de la chaîne alkyle.
On entend par système catalytique le mélange d’au moins un catalyseur métallique et d’au moins un agent activateur, en présence optionnellement d’au moins un additif et optionnellement en présence d’au moins un solvant.
On entend par phase liquide, le mélange de l’ensemble des composés qui se trouvent à un état physique liquide dans les conditions de température et de pression de l’enceinte réactionnelle. On entend par phase gazeuse, encore appelée ciel gazeux, le 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 : sous forme de bulles présentes dans le liquide, et également dans la partie haute du réacteur (ciel du réacteur).
On entend par zone inférieure de l’enceinte réactionnelle, la partie de l’enceinte comprenant la phase liquide, de l’éthylène gazeux, les produits de la réaction tels que l’alpha oléfine linéaire souhaitée (i.e butène-1 , hexène-1 , octène-1), et le système catalytique. On entend par zone supérieure de l’enceinte réactionnelle, la partie de l’enceinte se situant au sommet de l’enceinte, c’est-à-dire directement au-dessus de la zone inférieure et constitué du ciel gazeux.
On entend par partie inférieure latérale de l’enceinte réactionnelle une partie de l’enveloppe du réacteur située en partie basse et sur le côté.
On entend par gaz incondensable une espèce sous forme physique gaz qui ne se dissout que partiellement dans le liquide aux conditions de température et de pression de l’enceinte réactionnelle, et qui peut, dans certaines conditions, s’accumuler dans le ciel du réacteur (exemple ici : l’éthane). On entend par t/h, la valeur d’un débit exprimée en tonne par heure et par kg/s, la valeur d’un débit en kilogramme par seconde.
On désigne par les termes réacteur ou dispositif, l’ensemble des moyens permettant la mise en œuvre du procédé d’oligomérisation selon l’invention, tel que notamment l’enceinte réactionnelle et la boucle de recirculation. La partie inférieure désigne de préférence le quart inférieur de l’enceinte réactionnelle.
On entend par éthylène gazeux frais, l’éthylène extérieur au procédé introduit à l’étape b) par le moyen ii) du procédé selon l’invention.
DESCRIPTION DETAILLEE DE L’INVENTION
Il est précisé que, dans toute cette description, l’expression « compris(e) entre ... et ... » doit s’entendre comme incluant les bornes citées.
Dans le sens de la présente invention, les différents modes de réalisation présentés peuvent être utilisés seul ou en combinaison les uns avec les autres, sans limitation de combinaison.
La présente invention concerne un procédé d’oligomérisation mis en œuvre dans un réacteur gaz/liquide à une pression comprise entre 0,1 et 10,0 MPa, à une température comprise entre 30 et 200°C comprenant les étapes suivantes :
a) Une étape d’introduction d’un système catalytique d’oligomérisation comprenant un catalyseur métallique et un agent activateur, dans une enceinte réactionnelle comprenant une phase liquide dans une zone inférieure et une phase gazeuse dans une zone supérieure,
b) Une étape de mise en contact dudit système catalytique avec de l’éthylène gazeux par l’introduction dudit éthylène dans la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle, c) Une étape de soutirage d’une fraction liquide ,
d) Une étape de refroidissement de la fraction soutirée à l’étape c) par le passage de ladite fraction dans un échangeur thermique,
e) Une étape d’introduction de la fraction refroidie à l’étape d) dans la partie supérieure de la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle,
f) Une étape de recyclage d’une fraction gazeuse soutirée de la zone supérieure de l’enceinte réactionnelle et introduite au niveau de la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle dans la fraction liquide.
De préférence, dans un réacteur gaz/liquide le débit d’éthylène gazeux introduit à l’étape b) est asservi à la pression dans l’enceinte réactionnelle. Ainsi, en cas d’augmentation de la pression dans le réacteur du fait d’un fort taux de perçage de l’éthylène dans la phase gazeuse, le débit d’éthylène gazeux introduit à l’étape b) diminue ce qui entraîne une diminution de la quantité d’éthylène dissous dans la phase liquide, donc de la saturation en éthylène. Ladite diminution est préjudiciable pour la conversion de l’éthylène et s’accompagne d’une diminution de la productivité du réacteur, et éventuellement de sa sélectivité.
Avantageusement le procédé selon l’invention présente un taux de saturation en éthylène dissous dans la phase liquide supérieur à 70,0 %, de préférence entre 70,0 et 100 %, de préférence entre 80,0 et 100 %, de manière préférée compris entre 80,0 et 99,0 %, de préférence entre 85,0 et 99,0 % et de manière encore plus préférée entre 90,0 et 98,0 %. Le taux de saturation en éthylène dissous peut être mesuré par toute méthode connue de l’Homme du métier et par exemple par l’analyse chromatographique en phase gaz (couramment appelée GC) d’une fraction de la phase liquide soutirée de l’enceinte réactionnelle. Un autre avantage de l’étape de recyclage selon l’invention est de permettre de compenser de façon simple et économique le phénomène de perçage de l’éthylène gazeux dans le ciel gazeux dans un procédé d’oligomérisation quelles que soient les dimensions du réacteur.
Procédé d’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 œuvre 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 œuvres 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 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 CrCI3, CrCI3(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’agent 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 (MeAICI2), le dichloroéthylaluminium (EtAICI2), le sesquichlorure d'éthylaluminium (Et3AI2CI3), le chlorodiéthylaluminium (Et2AICI), le chlorodiisobutylaluminium (i-Bu2AICI), le triéthylaluminium (AIEt3), le tripropylaluminium (Al(n- Pr)3), le triisobutylaluminium (Al(i-Bu)3), le diéthyl-éthoxyaluminium (Et2AIOEt), le méthylaluminoxane (MAO), l'éthylaluminoxane 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-tri f I u ro m éthy I py ri dîne, 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 choisi 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 R1a et R1b 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 R2 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-diméthylpyrrole, 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-tri f I u ro m éthy I py ri dîne, 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, et/ou
- les composés aryloxy de formule générale [M(R30)2-nXn]y dans laquelle
• M est choisi parmi le magnésium, le calcium, le strontium et le baryum, de préférence le magnésium,
• R3 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 RsO 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 RsO 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 optionnellement un ou plusieurs solvants.
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 œuvre 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 0,1 et 50,0 ppm en masse de métal atomique par rapport à la masse réactionnelle, de préférence entre 0,4 et 30,0 ppm, de préférence entre 0,6 et 20,0 ppm, de préférence entre 0,8 et 10,0 ppm et de préférence 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 œuvre en discontinu. On introduit le système catalytique, constitué comme décrit ci-dessus, dans 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 représente, par exemple, de 2 à 50 fois le volume de la solution catalytique préalablement introduite. On détruit 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 mise en œuvre en continu. Le système catalytique, constitué comme décrit ci-dessus, est injecté en même temps que l'éthylène 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. On peut aussi injecter séparément les composants du système catalytique dans le milieu réactionnel. L'éthylène gazeux est introduit par une vanne d'admission asservie à la pression, qui maintient celle-ci constante dans le réacteur. Le mélange réactionnel est soutiré au moyen d'une vanne asservie au niveau liquide de façon à maintenir celui-ci constant. Le catalyseur est détruit 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.
Etape a) d’introduction du système catalytique
Le procédé selon l’invention comprend une étape a) d’introduction d’un système catalytique comprenant un catalyseur métallique et un agent activateur, et éventuellement d’un solvant ou d’un mélange de solvants, dans une enceinte réactionnelle comprenant une phase liquide dans une zone inférieure et une phase gazeuse dans une zone supérieure.
De préférence, l’introduction du système catalytique est réalisée dans la phase liquide dans la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle et de préférence dans le fond de l’enceinte réactionnelle.
De préférence, la pression d’introduction dans l’enceinte réactionnelle est 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.
De préférence la température d’introduction dans l’enceinte réactionnelle est entre 30 et 200°C, de préférence entre 35 et 150°C et de manière préférée entre 45 et 140°C. Etape b) de mise en contact avec de l’éthylène gazeux
Le procédé selon l’invention comprend une étape b) de mise en contact du système catalytique introduit à l’étape a) avec de l’éthylène gazeux. Ledit éthylène gazeux est introduit dans la phase liquide au niveau de la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle, de préférence sur la partie inférieure latérale de l’enceinte réactionnelle. L’éthylène gazeux introduit comprend de l’éthylène gazeux frais, et de préférence, ledit éthylène gazeux frais est combiné avec de l’éthylène gazeux recyclé à une étape de séparation ultérieure au procédé d’oligomérisation.
Lors de la mise en œuvre du procédé selon l’invention, suite à l’étape l’introduction de l’éthylène gazeux, la phase liquide comprend de l’éthylène gazeux non dissous, ainsi selon les zones de l’enceinte réactionnelle, la phase liquide correspond à un mélange gaz-liquide entre notamment la phase liquide et l’éthylène gazeux. De préférence, la zone dans le fond de l’enceinte réactionnelle sous le niveau d’introduction de l’éthylène gazeux comprend, de préférence est constituée, de la phase liquide sans éthylène gazeux.
De préférence, l’éthylène gazeux est distribué par dispersion lors de son introduction dans la phase liquide inférieure de l’enceinte réactionnelle par un moyen apte à réaliser ladite dispersion de manière uniforme sur toute la section du réacteur. De préférence, le moyen de dispersion est choisi parmi un réseau distributeur avec une répartition homogène des points d’injection d’éthylène sur toute la section du réacteur.
De préférence, la vitesse de l’éthylène gazeux en sortie des orifices est comprise entre 1 ,0 et 30,0 m/s. Sa vitesse superficielle (vitesse volumique de gaz divisée par la section de l’enceinte réactionnelle) est comprise entre 0,5 et 10,0 cm/s et de préférence entre 1 ,0 et 8,0 cm/s.
De préférence, l’éthylène gazeux est introduit à un débit compris entre 1 et 250 t/h, de préférence entre 3 et 200 t/h, de préférence entre 5 et 150 t/h et de préférence entre 10 et 100 t/h.
De préférence, le débit d’éthylène gazeux introduit à l’étape b) est asservi à la pression dans l’enceinte réactionnelle.
Selon un mode particulier de mise en œuvre de l’invention, un flux d’hydrogène gazeux peut également être introduit dans l’enceinte réactionnelle, avec un débit représentant 0,2 à 1 ,0 % en masse du débit d’éthylène entrant. De préférence, le flux d’hydrogène gazeux est introduit par la conduite mise en œuvre pour l’introduction de l’éthylène gazeux.
Etape c) de soutirage d’une fraction de la phase liquide
Le procédé selon l’invention comprend une étape c) de soutirage d’une fraction de la phase liquide de préférence dans la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle.
Le soutirage mis en œuvre à l’étape c) est, de préférence, réalisé dans la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle, de préférence sous le niveau de l’injection d’éthylène gazeux, et de préférence dans le fond de l’enceinte. Le soutirage est mis en œuvre par tout moyen apte à réaliser le soutirage et de préférence par une pompe. De préférence, le débit de soutirage est compris entre 500 et 10000 t/h, et de préférence entre 800 et 7000 t/h.
Dans un mode de réalisation, un second flux est soutiré de la phase liquide. Ledit second flux correspond à l’effluent obtenu à l’issue du procédé d’oligomérisation et peut être envoyé vers une section de séparation située en aval du dispositif mis en œuvre dans le procédé selon l’invention.
Selon un mode préféré de réalisation, la fraction liquide soutirée de la phase liquide est divisée en deux flux. Le premier flux dit principal est envoyé vers l’étape d) de refroidissement, et le second flux correspond à l’effluent et est envoyé vers la section aval de séparation. Avantageusement, le débit dudit second flux est régulé pour maintenir un niveau liquide constant dans le réacteur. De préférence, le débit dudit second flux est de 5 à 200 fois inférieur au débit liquide envoyé à l’étape de refroidissement. De préférence, le débit dudit effluent est de 5 à 150 fois inférieur, de préférence de 10 à 120 fois inférieur et de manière préférée de 20 à 100 fois inférieur. Etape d) de refroidissement de la fraction liquide
Le procédé selon l’invention comprend une étape d) de refroidissement de la fraction liquide soutirée à l’étape c). De préférence, l’étape de refroidissement est mise en œuvre par la circulation du flux principal liquide soutiré à l’étape c), à travers un ou plusieurs échangeurs thermiques situés à l’intérieur ou à l’extérieur de l’enceinte réactionnelle et de préférence à l’extérieur.
L’échangeur thermique permet de diminuer la température de la fraction liquide de 1 ,0 à 30,0°C, de préférence entre 2,0 et 20°C, de préférence entre 2,0 et 15,0°C, de préférence entre 2,5 et 10,0°C, de préférence de 3,0 à 9,0°C, de préférence de 4,0 à 8,0°C. Avantageusement le refroidissement de la fraction liquide permet de maintenir la température du milieu réactionnel dans les gammes de température souhaitées.
Avantageusement, la mise en œuvre de l’étape de refroidissement du liquide, par l’intermédiaire de la boucle de recirculation permet également d’effectuer l’agitation du milieu réactionnel, et ainsi d'homogénéiser les concentrations des espèces réactives dans tout le volume liquide de l’enceinte réactionnelle.
Etape e) d’introduction de la fraction liquide refroidie
Le procédé selon l’invention comprend une étape e) d’introduction de la fraction liquide refroidie à l’étape d).
L’introduction de la fraction liquide refroidie issue de l’étape d) est, de préférence, réalisée dans la phase liquide de l’enceinte réactionnelle, de préférence dans la partie supérieure de ladite enceinte, par tout moyen connu de l’Homme du métier.
De préférence, le débit d’introduction de la fraction liquide refroidie est compris entre 500 et 10000 t/h, et de préférence entre 800 et 7000 t/h.
Les étapes c) à e) constituent une boucle de recirculation. Avantageusement, la boucle de recirculation permet d’effectuer l’agitation du milieu réactionnel, et ainsi d'homogénéiser les concentrations des espèces réactives dans tout le volume liquide de l’enceinte réactionnelle.
Etape f) de recyclage d’une fraction gazeuse soutirée de la phase gazeuse Le procédé selon l’invention comprend une étape f) de recyclage d’une fraction gazeuse soutirée de la phase gazeuse de l’enceinte réactionnelle et introduite au niveau de la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle dans la phase liquide, de préférence sur la partie inférieure latérale de l’enceinte réactionnelle, de préférence en fond de l’enceinte réactionnelle. La partie inférieure désigne le quart inférieur de l’enceinte réactionnelle. L’étape f) de recyclage de la fraction gazeuse est encore appelée boucle de recycle. Le soutirage de la fraction gazeuse mis en œuvre à l’étape f) est réalisé par tout moyen apte à réaliser le soutirage et de préférence par un compresseur.
Un avantage de l’étape de recyclage selon l’invention est de compenser le phénomène de perçage de l’éthylène dans le ciel gazeux. Le phénomène de perçage correspond à l’éthylène gazeux qui traverse la phase liquide sans se dissoudre et qui passe dans le ciel gazeux. Lorsque le débit d’éthylène gazeux injecté et le volume de ciel sont fixés à une valeur donnée, le perçage entraine alors une augmentation de pression dans l’enceinte réactionnelle. Dans un réacteur gaz/liquide mis en œuvre selon un procédé préféré, le débit d’introduction de l’éthylène à l’étape b) est asservi à la pression dans l’enceinte réactionnelle. Ainsi, en cas d’augmentation de la pression dans le réacteur du fait d’un fort taux de perçage de l’éthylène dans la phase gazeuse, le débit d’éthylène gazeux introduit à l’étape b) diminue ce qui entraîne une diminution de la quantité d’éthylène dissous dans la phase liquide et donc de la saturation. La diminution de la saturation est préjudiciable pour la conversion de l’éthylène et s’accompagne d’une diminution de la productivité du réacteur. L’étape de recyclage d’une fraction gazeuse selon l’invention permet donc d’optimiser la saturation de l’éthylène dissous et donc d’améliorer la productivité volumique du procédé.
La phase gazeuse soutirée à l’étape f) peut être introduite dans l’enceinte réactionnelle seule ou en mélange avec l’éthylène gazeux introduit à l’étape b). De préférence, la phase gazeuse est introduite en mélange avec l’éthylène gazeux introduit à l’étape b).
Dans un mode de réalisation particulier, la phase gazeuse soutirée à l’étape f) est introduite dans l’enceinte réactionnelle par dispersion dans la phase liquide inférieure de l’enceinte réactionnelle par un moyen apte à réaliser ladite dispersion de manière uniforme sur toute la section du réacteur. De préférence, le moyen de dispersion est choisi parmi un réseau distributeur avec une répartition homogène des points d’injection de la phase gazeuse soutirée à l’étape f) sur toute la section du réacteur.
De préférence, la vitesse de la fraction gazeuse soutirée en sortie des orifices est comprise entre 1 ,0 et 30,0 m/s. Sa vitesse superficielle (vitesse volumique de gaz divisée par la section de l’enceinte réactionnelle) est comprise entre 0,5 et 10,0 cm/s et de préférence entre 1 ,0 et 8,0 cm/s. De préférence, le débit de soutirage de la fraction est compris entre 0,1 et 100 % du débit d’éthylène gazeux introduit à l’étape b), de préférence 0,5 et 90,0 %, de préférence 1 ,0 et 80,0 %, de préférence entre 2,0 et 70,0 %, de préférence entre 4,0 et 60,0 %, de préférence entre 5,0 et 50,0 %, de préférence entre 10,0 et 40,0 % et de manière préférée entre 15,0 et 30,0 %.
Avantageusement, le débit de soutirage de la fraction gazeuse à l’étape f) est asservi à la pression au sein de l’enceinte réactionnelle ce qui permet de maintenir la pression à une valeur ou une gamme de souhaitée et donc de compenser le phénomène de perçage de l’éthylène gazeux dans le ciel. Dans un mode de réalisation particulier, la fraction gazeuse soutirée à l’étape f) est divisée en deux flux, un premier flux gazeux dit principal est recyclé directement dans l’enceinte réactionnelle, et un second flux gazeux.
Dans un mode de réalisation préféré, ledit second flux gazeux correspond à une purge du ciel gazeux, qui permet d’éliminer une partie des gaz incondensables. De préférence, le débit de du second flux gazeux est compris entre 0,005 et 1 ,00 % du débit d’éthylène introduit à l’étape b), de préférence entre 0,01 et 0,50 %.
Dispositif réactionnel d’oligomérisation
De nombreux réacteurs mettant en œuvre une phase liquide et une phase gazeuse sont constitués d’une enceinte réactionnelle comprenant une phase liquide dans une zone inférieure comprenant de l’éthylène gazeux et une phase gazeuse dans une zone supérieure, une boucle de recirculation d’une fraction liquide vers un échangeur thermique permettant le refroidissement de la fraction liquide avant sa réinjection dans l’enceinte principale. Le débit de la boucle de recirculation permet l’obtention d’une bonne homogénéisation des concentrations et de contrôler la température dans la phase liquide au sein de l’enceinte réactionnelle.
Le dispositif réactionnel mis en œuvre par le procédé selon l’invention appartient au domaine des réacteurs gaz/liquide tels que des colonnes à bulles. En particulier, le dispositif réactionnel selon l’invention comprend les éléments suivants :
- une enceinte réactionnelle i), de forme allongée le long de l’axe vertical comprenant une phase liquide située dans une zone inférieure comprenant, et de préférence constituée, des produits de la réaction, de l’éthylène dissous et gazeux, d’un système catalytique et d’un éventuel solvant, et une phase gazeuse située dans une zone supérieure au-dessus de la zone inférieure comprenant de l’éthylène gazeux, ainsi que les gaz incondensables (éthane notamment),
- un moyen d’introduction de l’éthylène gazeux ii), situé dans la partie inférieure latérale de ladite enceinte réactionnelle mettant en œuvre un moyen de distribution de l’éthylène gazeux au sein de ladite phase liquide de l’enceinte réactionnelle,
- un moyen d’introduction du système catalytique iii), comprenant un catalyseur métallique, au moins un activateur et au moins un additif, ledit moyen étant situé dans la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle,
- une boucle de recirculation iv) comprenant un moyen de soutirage à la base (de préférence au fond) de l’enceinte réactionnelle pour le soutirage d’une fraction liquide vers un échangeur thermique permettant le refroidissement dudit liquide, et un moyen d’introduction dudit liquide refroidi, ladite introduction étant réalisée dans la phase liquide dans la partie supérieure de la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle,
- une boucle de recycle de la phase gazeuse v) dans la zone inférieure de la phase liquide comprenant un moyen de soutirage d’une fraction gazeuse au niveau de la phase gazeuse de l’enceinte réactionnelle et un moyen d’introduction de ladite fraction gazeuse soutirée dans la phase liquide dans la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle. i) Une enceinte réactionnelle
Selon l’invention, toute enceinte réactionnelle connue de l’Homme du métier et apte à mettre en œuvre le procédé selon l’invention est envisageable. De préférence, l’enceinte réactionnelle est de forme cylindrique et présente un rapport hauteur sur largeur (noté H/D) compris entre 1 et 17, de préférence entre 1 et 8, de préférence entre 2 et 7 et de manière préférée entre 2 et 4.
De préférence, l’enceinte réactionnelle comprend un moyen de purge des gaz incondensables au niveau de la phase gazeuse. De préférence, l’enceinte réactionnelle comprend également un capteur de pression, permettant de contrôler la pression au sein de l’enceinte réactionnelle, et de préférence de maintenir constante la pression. De préférence, en cas de diminution de la pression, ladite pression est maintenue constante par l’introduction d’éthylène gazeux dans l’enceinte réactionnelle.
Selon l’invention, en cas de phénomène de perçage de l’éthylène dans la phase gazeuse, ladite pression est maintenue constante par la mise en œuvre de la boucle de recycle v), décrite ci-après.
Ainsi, la boucle de recycle du ciel gazeux permet avantageusement en cas de perçage de l’éthylène de maintenir à une valeur donnée la saturation en éthylène dissous dans la phase liquide de la zone inférieure.
De préférence, l’enceinte réactionnelle comprend également un capteur de niveau liquide, ledit niveau est maintenu constant en modulant le débit de l’effluent soutiré à l’étape c). De préférence, le capteur de niveau est situé à l’interphase entre la phase liquide et le ciel gazeux. ii) un moyen d’introduction de l’éthylène
Selon l’invention, l’enceinte réactionnelle i) comprend un moyen d’introduction de l’éthylène gazeux situé dans la partie inférieure de ladite enceinte, plus particulièrement dans la partie inférieure latérale. De préférence le moyen d’introduction ii) de l’éthylène est choisi parmi une conduite, un réseau de conduites, un distributeur multitubulaire, une plaque perforée ou tout autre moyen connu de l’Homme du métier.
Dans un mode de réalisation particulier, le moyen d’introduction de l’éthylène est situé dans la boucle de recirculation iv). De préférence, un distributeur gazeux, qui est un dispositif permettant de disperser la phase gaz de manière uniforme sur toute la section liquide, est positionné à l’extrémité du moyen d’introduction ii) au sein de l’enceinte réactionnelle i). Ledit dispositif comprend un réseau de conduites perforées, dont le diamètre des orifices est compris entre 1 ,0 et 12,0 mm, de préférence entre 3,0 et 10,0 mm, pour former des bulles d’éthylène dans le liquide de dimension millimétrique. iii) un moyen d’introduction du système catalytique
Selon l’invention, l’enceinte réactionnelle i) comprend un moyen d’introduction iii) du système catalytique.
De préférence, le moyen d’introduction iii) est situé sur la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle, et de préférence en fond de ladite enceinte.
Selon une variante de réalisation, l’introduction du système catalytique est réalisée dans la boucle de recirculation. Le moyen d’introduction iii) du système catalytique est choisi parmi tout moyen connu de l’Homme du métier et de préférence est une conduite.
Dans le mode de réalisation où le système catalytique est mis en œuvre en présence d’un solvant ou d’un mélange de solvants, ledit solvant est introduit par un moyen d’introduction situé dans la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle, de préférence en fond de l’enceinte réactionnelle ou encore dans la boucle de recirculation. iv) une boucle de recirculation
Selon l’invention, l’homogénéité de la phase liquide, ainsi que la régulation de la température au sein de l’enceinte réactionnelle sont réalisées par l’utilisation d’une boucle de recirculation comprenant un moyen sur la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle, de préférence au fond, pour réaliser le soutirage d’une fraction liquide vers un ou plusieurs échangeur(s) thermique(s) permettant le refroidissement dudit liquide, et un moyen d’introduction dudit liquide refroidi dans la phase liquide dans la partie supérieure de l’enceinte réactionnelle.
La boucle de recirculation peut avantageusement être mise en œuvre par tout moyen nécessaire et connu de l’Homme du métier, tel que, une pompe pour le soutirage de la fraction liquide, un moyen apte à réguler le débit de la fraction liquide soutirée, ou encore une conduite de purge d’au moins une partie de la fraction liquide.
De préférence le moyen de soutirage de la fraction liquide de l’enceinte réactionnelle est une conduite. Le ou les échangeur(s) thermique(s) apte(s) à refroidir la fraction liquide est (sont) choisi(s) parmi tout moyen connu de l’Homme du métier.
La boucle de recirculation permet une bonne homogénéisation des concentrations et de contrôler la température dans la phase liquide au sein de l’enceinte réactionnelle. v) Une boucle de recycle du ciel gazeux
Selon l’invention, le dispositif comprend une boucle de recycle de la phase gazeuse dans la partie inférieure de la phase liquide. Ladite boucle comprenant un moyen de soutirage d’une fraction gazeuse au niveau de la phase gazeuse de l’enceinte réactionnelle et un moyen d’introduction de ladite fraction gazeuse soutirée dans la phase liquide dans la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle.
La boucle de recycle permet avantageusement de compenser le phénomène de perçage et d’éviter l’augmentant de la pression dans l’enceinte réactionnelle, tout en maintenant la saturation en éthylène dissous dans la phase liquide à une valeur souhaitée.
Un autre avantage de la boucle de recycle est d’améliorer la productivité volumique du dispositif et donc de diminuer les coûts. Dans un mode de réalisation préféré, la boucle de recycle comprend en outre un compresseur.
Dans un mode de réalisation, l’introduction de la fraction gazeuse soutirée est réalisée par l’intermédiaire du moyen d’introduction de l’éthylène gazeux ii).
Dans un autre mode de réalisation, l’introduction de la fraction gazeuse soutirée est réalisée par l’intermédiaire d’un distributeur gazeux qui est un dispositif permettant de disperser la phase gaz de manière uniforme sur toute la section liquide, est positionné à l’extrémité du moyen d’introduction au sein de l’enceinte réactionnelle i). Ledit dispositif comprend un réseau de conduites perforées, dont le diamètre des orifices est compris entre 1 ,0 et 12,0 mm, de préférence entre 3,0 et 10,0 mm, pour former des bulles d’éthylène dans le liquide de dimension millimétrique.
De préférence le moyen d’introduction de la fraction gazeuse soutirée est choisi parmi une conduite, un réseau de conduites, un distributeur multitubulaire, une plaque perforée ou tout autre moyen connu de l’Homme du métier. DESCRIPTION DES FIGURES
La figure 1 illustre un dispositif réactionnel selon l’art antérieur. Ce dispositif est constitué d’une enceinte réactionnelle (1) comprenant une zone inférieure comprenant une phase liquide A et une zone supérieure comprenant une phase gazeuse B, d’un moyen d’introduction de l’éthylène gazeux (2) par l’intermédiaire d’un distributeur gazeux (3) dans la phase liquide A. La phase gazeuse B comprend un moyen de purge (4). Dans le fond de l’enceinte réactionnelle (1) se situe une conduite pour le soutirage d’une fraction liquide (5). Ladite fraction (5) est divisée en 2 flux, un premier flux principal (7) envoyé vers un échangeur à chaleur (8) puis introduit par l’intermédiaire d’une conduite (9) dans la phase liquide A et un second flux (6) correspondant à l’effluent envoyé vers une étape ultérieure. La conduite (10) dans le fond de l’enceinte réactionnelle permet l’introduction du système catalytique.
La figure 2 illustre un dispositif permettant la mise en œuvre du procédé selon l’invention. Ledit dispositif diffère du dispositif de la figure 1 en ce qu’une fraction gazeuse de la phase gazeuse B est envoyée vers un compresseur (11) et est recyclée par une conduite (12) reliée au moyen d’introduction d’éthylène gazeux (2) dans la partie inférieure de la zone A comprenant la phase liquide A.
La figure 2 illustre schématiquement un mode de réalisation particulier de l’objet de la présente invention sans en limiter la portée. EXEMPLES
Les exemples ci-dessous illustrent l’invention sans en limiter la portée.
Exemple 1 : comparatif correspondant à la figure 1
Le procédé d’oligomérisation de l’éthylène est mis en œuvre dans un réacteur de type colonne à bulles. Le réacteur est opéré à une pression de 5,0 MPa et à une température de 120°C. Le volume réactionnel se compose, conformément à la figure en 1 , en deux zones A et B, en une colonne de 2,97 m de diamètre et de 6,0 m de hauteur liquide, et d’une boucle de recirculation ayant un volume total de 5,0 m3.
La colonne est équipée d’un dispositif d’injection d’éthylène gazeux, situé à 1 ,0 m du fond de la colonne. Le système catalytique introduit dans l’enceinte réactionnelle est un système catalytique à base de chrome à une teneur de 4,37 ppm en chrome, tel que décrit dans le brevet FR3019064, en présence de cyclohexane comme solvant.
Le débit de purge est égal à 0,0045 kg/s. La productivité volumique de ce réacteur est de 0,134 tonnes d’héxène-1 produit par heure et par m3 de volume réactionnel.
Les performances de ce réacteur permettent d’avoir une saturation en éthylène dissous de 62,0 %.
La production en héxène-1 est de 6,25 tonnes/heure, la sélectivité en héxène-1 est de 81 ,2 % poids, et le temps de séjour dans le réacteur est de 76 minutes, pour un taux massique de solvant de 1 ,0. Ledit taux de solvant est calculé comme le ratio massique du débit de solvant injecté sur le débit d’éthylène gazeux injecté.
Exemple 2 : selon l’invention correspondant à la figure 2
Le procédé d’oligomérisation selon l’invention est mis en œuvre dans un dispositif de dimensions identiques à celui mis en œuvre dans l’exemple 1 , comprenant en plus et conformément à l’invention une boucle de recycle du ciel gazeux dans la phase liquide tel que décrit à la figure 2. Le procédé d’oligomérisation de l’éthylène est mis en œuvre dans un réacteur de type colonne à bulles. Le réacteur est opéré à une pression de 5,0 MPa et à une température de 120°C. Le système catalytique introduit dans l’enceinte réactionnelle est un système catalytique à base de chrome à une teneur de 4,38 ppm en chrome, tel que décrit dans le brevet FR3019064, en présence de cyclohexane comme solvant.
La productivité volumique de ce réacteur est de 0,194 tonnes d’héxène-1 produit par heure et par m3 de volume réactionnel. Les performances du procédé d’oligomérisation selon l’invention permettent d’avoir une saturation en éthylène dissous de 90,0 %.
La production en héxène-1 est de 9,06 tonnes/heure, la sélectivité en héxène-1 est de 83,3 % poids, et le temps de séjour dans le réacteur est de 52,5 minutes , pour un taux massique de solvant de 1 ,0. Ledit taux de solvant est calculé comme le ratio massique du débit de solvant injecté sur le débit d’éthylène gazeux injecté.
Ainsi le procédé selon l’invention permet clairement d’augmenter la saturation en d’éthylène dans la phase liquide ce qui permet d’améliorer la productivité du procédé d’oligomérisation avec un temps de séjour plus faible et une meilleure sélectivité en héxène-1.

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé d’oligomérisation mis en œuvre dans un réacteur gaz/liquide à une pression comprise entre 0,1 et 10,0 MPa, à une température comprise entre 30 et 200°C comprenant les étapes suivantes :
a) Une étape d’introduction d’un système catalytique d’oligomérisation comprenant un catalyseur métallique et un agent activateur, dans une enceinte réactionnelle comprenant une phase liquide dans une zone inférieure et une phase gazeuse dans une zone supérieure,
b) Une étape de mise en contact dudit système catalytique avec de l’éthylène gazeux par l’introduction dudit éthylène dans la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle, c) Une étape de soutirage d’une fraction liquide,
d) Une étape de refroidissement de la fraction soutirée à l’étape c) par le passage de ladite fraction dans un échangeur thermique,
e) Une étape d’introduction de la fraction refroidie à l’étape d) dans la partie supérieure de la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle,
f) une étape de recyclage d’une fraction gazeuse soutirée de la zone supérieure de l’enceinte réactionnelle et introduite au niveau de la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle dans la phase liquide.
2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel la phase liquide dans la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle présente un taux de saturation en éthylène dissous supérieur à 70,0 %.
3. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel la phase gazeuse soutirée à l’étape f) est introduite en mélange avec l’éthylène gazeux introduit à l’étape b).
4. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel le débit de soutirage de la fraction gazeuse à l’étape f) est compris entre 0,1 et 100 % du débit d’éthylène gazeux introduit à l’étape b).
5. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel l’introduction de la fraction gazeuse soutirée à l’étape f) est réalisée au niveau de la partie inférieure latérale de l’enceinte réactionnelle.
6. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel le débit soutirage de la fraction gazeuse à l’étape f) est asservi à la pression au sein de l’enceinte réactionnelle.
7. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel un second flux gazeux de purge est soutiré de la phase gazeuse.
8. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel le débit de du second flux gazeux est compris entre 0,005 et 1 ,00 % du débit d’éthylène introduit à l’étape b).
9. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel à l’étape b) un flux d’hydrogène gazeux est introduit dans l’enceinte réactionnelle, avec un débit représentant 0,2 à 1 ,0 % en masse du débit d’éthylène entrant.
10. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel la concentration en catalyseur dans le système catalytique est comprise entre 0,1 et 50,0 ppm en masse de métal atomique par rapport à la masse réactionnelle.
11. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel la réaction catalytique d’oligomérisation est mise en œuvre en continu.
12. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel les oléfines linéaires obtenues comprennent de 4 à 20 atomes de carbone.
13. Dispositif réactionnel pour la mise en œuvre du procédé selon l’une quelconque des revendications 1 à 12 comprenant :
- une enceinte réactionnelle i), de forme allongée le long de l’axe vertical comprenant une phase liquide situé dans une zone inférieure comprenant, et de préférence constituée, des produits de la réaction, de l’éthylène dissous et gazeux, d’un système catalytique et d’un éventuel solvant, et une phase gazeuse située dans une zone supérieure au-dessus de la zone inférieure comprenant de l’éthylène gazeux, ainsi que les gaz incondensables (éthane notamment),
- un moyen d’introduction de l’éthylène gazeux ii), situé dans la partie inférieure latérale de ladite enceinte réactionnelle mettant en œuvre un moyen de distribution de l’éthylène gazeux au sein de ladite phase liquide de l’enceinte réactionnelle,
- un moyen d’introduction du système catalytique iii), comprenant un catalyseur métallique, au moins un activateur et au moins un additif, ledit moyen étant situé dans la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle,
- une boucle de recirculation iv) comprenant un moyen de soutirage à la base (de préférence au fond) de l’enceinte réactionnelle pour le soutirage d’une fraction liquide vers un échangeur thermique permettant le refroidissement dudit liquide, et un moyen d’introduction dudit liquide refroidi, ladite introduction étant réalisée dans la phase liquide dans la partie supérieure de la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle,
- une boucle de recycle de la phase gazeuse v) dans la zone inférieure de la phase liquide comprenant un moyen de soutirage d’une fraction gazeuse au niveau de la phase gazeuse de l’enceinte réactionnelle et un moyen d’introduction de ladite fraction gazeuse soutirée dans la phase liquide dans la zone inférieure de l’enceinte réactionnelle.
14. Dispositif selon la revendication 13 dans lequel l’introduction de la fraction gazeuse soutirée est réalisée par l’intermédiaire du moyen d’introduction de l’éthylène gazeux ii).
15. Dispositif selon l’une quelconque des revendications 13 ou 14 dans lequel l’introduction de la fraction gazeuse soutirée dans la boucle de recycle est réalisée par l’intermédiaire d’un distributeur gazeux.
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