FR 2035830 A1 19701224 FR 7009825 A 19700319 70 09825 1 203583(5 La présente Invention est relative à un procédé de separa-cion. un particulier, l'invention est relative à la séparation d'un effluent d'une zone de réaction d'alcoylation pour obtenir un diluant à renvoyer vers la zone de réaction, un réactif à renvoyer vers la zone de réaction et un 5 courant de produit constitué par un composé aromatique alcoylé . Le procédé selon l'invention concerne également la séparation de l1effluent d'une zone de réaction d'oligomérisation pour obtenir un diluant à renvoyer à la zone de réaction, un courant de produit oligomérisé partiellement destiné à retourner à la zone de réaction et un courant de produit 10 oligomérisé. L'invention est applicable à la préparation de 1'isopropylbenzène utilisé dans la synthèse du phénol et dans la préparation de 1'éthylbenzè-ne utilisé pour synthétiser le styrène monomère. Ces intermédiaires peuvent ensuite servir dans les peintures, les 15 matières plastiques et comme solvants. Le procédé de l'invention peut également s'appliquer à 1'alcoylation de produits aromatiques substitués, tels que le phénol qui, alcoylé avec des isobutylènes, forme du p-butyl tertiaire phénol, qui est un intermédiaire pour la synthèse d'autres composés chimiques et donne du p-tert. 20 butylphénol qui est utilisé pour modifier les résines phénolformaldéhyde. Une autre application du procédé selon l'invention sur les hydrocarbures aromatiques substitués est l'alcoylation du p-hydroxyanisole par l'alcool tert.butylique ou 1'isobutylène pour donner de l'hydroxyanisole butylé qui est utilisable comme antioxydant pour conserver les produits aliamteiregs 25 La présente invention est applicable en outre, à 1'oligomérisation de composés à action oléfinique. On peut oligomériser le propylène pour obtenir des fractions industrielles de propylène trimère et de propylène tétramère, dans le cadre du procédé selon l'invention. Le trimère est utilisable dans la synthèse de détergents de type nonyl phénol et dans la 30 synthèse d'alcools décyliques, par le procédé Oxo. Le procédé selon l'invention est également applicable à la synthèse de fractions industrielles d'heptène qui sont obtenues par co-oligomérisation de propylène et de butène dans un mélange réactionnel comprenant du propylène, du propane, du butène et du butane. L'heptène est utilisé dans la synthèse d'alcools 35 octyliques, par le procédé Oxo. (On remarquera que 1'oligomérisation des hydrocarbures oléfiniques est plus couramment appelée "polymérisation des oléfines" dans l'industrie du raffinage du pétrole). Comme indiqué ci-dessus, la présente invention s'applique particulièrement à la récupération de 1'isopropylbenzène, ou cumène, à partir 40 d'un effluent de réaction d'alcoylation. Dans la préparation industrielle du cumène, on a coutume de charger du benzène et du propylène dans un réacteur contenant un catalyseur solide à base d'acide phosphorique. Comme il est désirable de réduire au minimum la désalcoylation du benzène qui donne du diisopropylbenzène comme sous-produit, il est ^5 courant d'avoir une insuffisance molaire de propylène dans la 70 09825 2 ^035830 zone de réaction et, normalement, on obtient cette insuffisance en maintenant le rapport de benzène à propylène à une valeur de 8/1, environ. L'effluent d'alcoylation résultant, qui sort de la zone de réaction, contient donc environ sept moles de benzène n'ayant pas 5 réagi par mole de cumène produit, et l'excès de benzène doit être séparé de l'effluent et recyclé vers la zone de réaction en même temps que la charge de benzène frais chargée dans le procédé. Le réactif à base de propylène chargé habituellement dans le procédé contient un diluant non réactif comprenant du propane avec 10 des traces d'éthane et de butane. Lorsque la charge de propylène provient d'une installation de pyrolyse, ces diluants représentent normalement moins de 10 moles tandis qu'une charge de propylène provenant de l'installation de récupération des gaz d'une installation de craquage catalytique à l'état fluide contient souvent jus-15 qu'à 35 à 40 moles % de diluants non réactifs. Outre le propane diluant non réactif qui est inhérent k la charge de propylène, il est habituel, dans la technique, d'introduire un supplément de propane comme diluant dans la zone de réaction, de manière k obtenir un moyen de refroidissement thermique pour la réaction d'alcoylation 20 exothermique afin que la température du catalyseur puisse être réglée à la valarur désirée. Ce propane utilisé comme moyen de refroidissement peut être introduit dans le réacteur à température élevée en même temps que la charge fraîche de propylène-propane, ou bien on peut l'introduire à température élevée ou k température ambiante clans 25 la zone de réaction, en divers points de refroidissement intermédiaires situés entre plusieurs lits fixes de catalyseur. L'effluent d'alcoylation §ui sort de la zone de réaction contient, en conséquence, une quaptité considérable de propane comme diluant. Ce diluant doit être séparé de l'effluent pour qu'une par-30 tie puisse être recyclée vers la sone de réaction et pour qu'une certaine quantité puisse être retirée du procédé. La quantité retirée est équivalente à la quantité qui est introduite dans le procédé dans la charge propylène-propane et doit être évacuée du procédé afin d'éviter l'accumulation de diluants non réactifs dans l'instal-35 lation utilisée pour la mise en oeuvre du procédé. Il est courant, dans la préparation du cumène, de charger l'ef-luent d'alcoylation vers un train de fractionnement comprenant une colonne de dépropaniseur, une colonne de benzène et une colonne de 70 09825 3 2035830 cumène. L'effluent entre dans le dépropaniseur dans lequel le propane utilisé comme diluant est évacué en tête en fournissant un courant de recyclage de propane liquide à renvoyer vers la zone de réaction ainsi qu'un courant de produit net de propane en phase vapeur 5 qui est normalement évacué et envoyé vers le système réservé au gaz combustible ou est envoyé vers un système de récupération réservé au gaz de pétrole liqurffié (GPL). Le liquide de queues du dépropaniseur passe dans la colonne du benzène qui produit en tête un courant de benzène. Une partie du benzène produit fournit le recyclage désiré 10 vers la zone de réaction et une deuxième partie est évacuée du procédé afin d'éviter l'accumulation des impuretés non aromatiques qui entrent dans le procédé sous forme de constituants présents en traces dans la charge de benzène. Le courant de queues de la colonne du benzène passe vers une colonne destinée au cumène qui produit en tê-15 te un cumène très pur et en queues un sous-produit comprenant du benzène polyalcoylé. Dans le procédé d1oligomérisation typique, un composé à action oléfinique est oligomérisé en présence d'un diluant non réactif pour produire un produit oligomérisé désiré ainsi qu'un produit partiel-20 lement oligomérisé qui doit en être séparé. Par exemple, pour la préparation de propylène tétramère, une charge représentative de propylène-propane est oligomérisée sur un catalyseur solide à base d'acide phosphorique afin d'obtenir un effluent du réacteur comprenant habituellement, du propane, du propylène dimère, du propylène 25 trimère, du propylène tétramère ainsi que du propylène pentaraère. Il est nécessaire, en conséquence, de dépropaniser l'effluent du réacteur pour obtenir un courant de recyclage de propane diluant pour agir sur la température du catalyseur et pour recycler le propylène dimère et le propylène trimère vers la zone de réaction aux fins d1 30 oligomérisation ultérieure avec du propylène pour obtenir un supplément de propylène tétramère comme produit. Les spécialistes de la technique savent bien que la séparation nécessaire de l'effluent du réacteur est réalisée en faisant passer l'effluent dans une série de colonnes de fractionnement comprenant une colonne de dépropaniseur, 35 une colonne pour obtenir la fraction de recyclage désirée de produit partiellement oligomérisé ainsi qu'une colonne pour recueillir le produit oligomérisé désiré. On utilise normalement une série similaire de colonnes de frac 70 09825 4 tionnement pour séparer l'effluent du réacteur résultant de la synthèse de l'heptène par co-oligomérisation de propylène et de butènes. Le diluant non réactif qui doit être recyclé vers le réacteur aux fins de régulation thermique comprend normalement un mélange liquida 5 de propane et de butane. Comme la charge oléfinique contient du propylène, des butènes et éventuellement des traces d'autres oléfines, l'effluent du réacteur contient des hexènes, des heptènes, des oc-tènes ainsi que des produits d'oligomérisation plus lourds. Il est courant, dans la technique, de recueillir les heptènes et octènes 10 comme fraction de produit et de recycler les hexènes et les oléfines plus légères pour subir une oligomérisation plus poussée. La présente invention a pour buts: - de fournir un procédé de séparation d'un courant provenant d' un procédé et contenant au moins trois constituants; 15 - de fournir un procédé de séparation d'un effluent de zone de réaction contenant un diluant non réactif normalement en phase vapeur j - particulièrement de fournir un procédé de séparation pour recueillir les composés aromatiques alcoylés à partir de l'effluent 20 d'une zone de réaction d'alcoylation et pour recueillir les produits oligomérisés à partir de l'effluent d'une zone de réaction d'oligo-mérisation; - et tout particulièrement de préparer 1'éthylbenzène, le cumène, l'heptène, du propylène trimère et du propylène tétramère d'une 25 manière plus économique et facile. D'autres buts, avantages et caractéristiques apparaîtront dan* la description qui va suivre ainsi qu'au dessin annexé, donné uniquement à titre d'exemple, qui représente un schéma d'écoulement simplifié illustrant un mode de mise en oeuvre particulier de l'in— 30 vention. La présente invention vise particulièrement 1'alcoylation de composés aromatiques et 1'oligomérisation d'oléfines dans laquelle l'oléfine est à une concentration élevée, ce qui fait qu'une petite quantité seulement de diluant non réactif en phase vapeur doit être 35 évacuéedu procédé. Il est courant, dans la technique, de faire fonctionner la colonne du dépropaniseur, dans l'installation industrielle typique de préparation du cumène et dans l'installation industrielle typique 70 09825 5 2035830 de préparation du propylène tétramère dans des conditions de pression et de température suffisantes pour séparer le propane utilisé comme diluant des constituants normalement liquides de l'effluent du réacteur. En outre, ces conditions sont choisies de manière que le prç-5 pane utilisé comme diluant soit séparé k l'état liquide du collecteur de tête de la colonne du dépropaniseur pour que le propane puisse être renvoyé dans le réacteur par pompage, afin de fournir le propane diluant nécessaire. Lorsque la charge propylène-propane a une teneur élevée en pro-10 pylène et basse en propane, il ne faut évacuer qu'une faible quantité de propane de l'installation de traitement, k titre de gaz d1 évacuation du dépropaniseur. Toutefois, les conditions d'équilibre au sein de la colonne du dépropaniseur sont souvent telles qu'une quantité excessive de propane diluant sè perd dans la phase vapeur 15 et est évacuée de l'installation, ne pouvant ainsi plus être recyclée vers le réacteur k moins qu'une pression très élevée soit maintenue dans la colonne du dépropaniseur. La pression élevée a pour résultat une élévation du point d'ébullition des composés traités au sein de la colonne du dépropaniseur. Cette élévation du point d'ébul-20 lition peut être suffisante, dans bien des cas, pour provoquer une dégradation thermique des constituants liquides dans le Tebouille^, affectant ainsi de manière nuisible la pureté du produit ainsi que son rendement. En outre, l'élévation du point d'ébullition fait que le rebouilleur nécessite un apport de chaleur plus élevé ainsi qu* 25 une augmentation du travail k effectuer par le condenseur de la colonne de fractionnement, ce qui fait croître les dépenses en gaz, électricité, etc.. En outre, la tour de fractionnement, l'échangevr thermique du rebouilleur, le système de condensation de tête ainsi que toutes les autres installations auxiliaires de la colonne du dé-30 propaniseur doivent être conçus pour opérer à une pression plus élé-vée, ajoutant ainsi aux investissements de capitaux k effectuer pour l'installation industrielle. Dans le procédé selon la présente invention, on fait fonctionner la colonne du dépropaniseur sous une pression suffisante pour 35 séparer le propane diluant des constituants liquides de l'effluent du réacteur. Cependant, on ne tente nullement de maintenir une pression suffisante pour que tout le propane utilisé comme diluant soit séparé k l'état liquide du collecteur de tête. Une vapeur de diluant 70 09825 6 2035830 nette, de la colonne du dépropaniseur, est évacuée du système et envoyée vers une zone d'absorption, pour être mise en contact avec un absorbant pauvre, dans des conditions suffisantes pour absorber yne partie du propane évacué. Un absorbant riche est évacué de la zone 5 d'absorption et renvoyé vers la zone de réaction. Lorsque le procédé selon l'invention est appliqué à la récupération d'un diluant non réactif, en phase vapeur, dans un procédé d'alcoylation d'un composé aromatique, l'absorbant pauvre qu'on fait passer vers la zone d'absorption comprend le composé aromatique al-10 coylable qui doit être recyclé vers la zone de réaction. C'est ainsi, par exemple, que, dans une installation pour la synthèse du çu-mène, l'absorbant pauvre qu'on fait passer vers la zone d'absorption pour recueillir le propane non réactif utilisé comme diluant comprend la fraction de benzène de recyclage ou une partie de celle-ci. En 15 outre, lorsque le procédé selon l'invention est utilisé dans une installation doligomérisation d'oléfines, le propane diluant évacué est mis en contact, dans la zone d'absorption, avec un absorbant pauvre comprenant au moins une partie du produit partiellement oligomérisé qui est recyclé vers la zone de réaction. C'est ainsi 20 que, dans une installation représentative de préparation de propylène tétramère, l'absorbant pauvre comprend du propylène dimère et du propylène tétramère qui setont recyclés vers la zone de réaction. D'une façon générale, le procédé selon la présente invention peut en conséquence être caractérisé comme un procédé de séparation 25 d'un effluent de zone de réaction contenant au moins trois constituants, procédé selon lequel on fait passer l'effluent de la zone de réaction dans une première zone de séparation maintenue dans descon-ditions de séparation, on retire de la première zone de séparation une première fraction comprenant le premier constituant en phase va-30 peur et une deuxième fraction comprenant le deuxième et le troisième constituants, on met la première fraction en contact avec un absorbant pauvre défini ci-après, dans une zone d'absorption maintenu# dans des conditions suffisantes pour absorber une partie du premier constituant en phase vapeur contenu dans la première fraction, 35 on fait passer, de la zone_d'absorption vers la zone de réaction, un absorbant riche contenant la partie absorbée du premier constituant, on fait passer ladeuxième fraction dans une seconde zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, on retire de la * ' 1 70 09825 t 2035830 seconde zone de séparation une troisième fraction comprenant le deuxième constituant et une quatrième fraction comprenant le troisième constituant et on fait passer une partie de la troisième fractiofi dans la zone d'absorption, à titre de l'absorbant pauvre précité. 5 Un mode de mise en oeuvre préféré de la présente invention peut être caractérisé par ce procédé de séparation dans lequel la zone de réaction comj'rend une zone de réaction d'alcoylation de composés aromatiques, le premier constituant comprend un diluant non réactif normalement en phase vapeur, le deuxième constituant comprend un 10 composé aromatique alcoylable, le troisième constituant comprend un composé aromatique alcoylé et le composé aromatique alcoylé est recueilli. Un autre mode de mise en oeuvre préféré de la présente invention peut être caractérisé par ce procédé de séparation dans lequel 15 la zone de réaction comprend une zone de réaction d1oligomérisation oléfinique, le premier constituant comprend un diluant non réactif normalement en phase vapeur, le deuxième constituant comprend un produit partiellement oligomérisé, le troisième constituant comprend le produit oligomérisé et on recueille le produit oligomérisé. 20 On se référera maintenant au dessin annexé, donné uniquement à titre d'exemple, représentant un schéma d'écoulement simplifié illustrant un exemple particulier de mode de mise en oeuvre du procédé selon la présente invention. Comme on l'a précédemment indiqué, un mode de mise en oeuvre 25 préféré de l'invention est représenté par le procédé selon l'invention dans lequel une zone de réaction d'oligomérisation oléfinique produit un effluent contenant un diluant non réactif comprenant du propane et un produit d1oligomérisation oléfinique désiré, comprenant du propylène tétramère. 30 En se référant au dessin : une charge de propylène-propane, contenant 95,5 moles de constituant oléfinique, entre dans le procédé selon la présente invention par un conduit 1, à raison de 109,5 moles/heure. Cette charge propylène-propane est réunie à une fractiai liquide de recyclage comprenant du propylène dimère, du propylène 35 trimère et du propane entrant dans la zone de réaction du procédé selon l'invention par un conduit 2, à raison de 376,5 moles/heure. Le mélange résultant, chargé dans le réacteur, comprenant 486,0 moles/heure, entre dans me zone de réaction 3, contenant quatre lits i 09825 8 2035930 de catalyseur A à D, par le conduit 2, à une température d'environ 177°C'et sous une pression manométrique de 37 kg/cm2. Un courant de refroidissement, constitué par du propane utilisé comme diluant, entre dans unréacteur 3 par des conduits 4A, 4B et 4C, k partir d'un 5 conduit 12, à raison de 188,0 moles/heure et à une température de 43°C environ. Ce courant de refroidissement du réacteur constitué par du propane est réparti par les conduits 4A, 4B et 4C entre les lits fixes de catalyseur contenant un catalyseur solide à l'acide phosphorique, d'une manière suffisante pour que la réaction exo-10 thermique se produisant au sein de la zone de réaction ne provoque pas une élévation de température de plus de 12°C environ d'une extrémité k l'autre des lits fixes de catalyseur. L'effluent du réacteur résultant sort du réacteur 3 par un conduit 5, k raison de 596,6 moles/heure et k une température de 186°C 15 environ, sous une pression d'environ 35 kg/cm2. On fait passer cet effluent du réacteur dans un échangeur thermique, non représenté, puis dans une vanne de réglage, non représentée, puis on le fait entrer dans une colonne de dépropaniseur 6, par le conduit 5, k ijne , nomètn température de 112°C environ et k une pression de 18,7 kg/cm2»u nia-/ 20 La colonne du dépropaniseur 6 fonctionne dans des conditions suffisantes pour séparer le propane des constituants normalement liquides de l'effluent du réacteur. Du propane en phase vapeur est évacué de la colonne 6, par un conduit 7, k raison de 613,2 moles/ heure, k une température de 49°C et k une pression de 18,6 kg/cm2 25 (au manomètre). On condense ce propane en phase vapeur et on le refroidit dans un échangeur thermique 8, avant de le faire passer, par un conduit 9, dans un collecteur 10, k une température de 43°C environ et k une pression manomotrique de 18,3 kg/cm2. Une première partie du propane diluant condensé est évacuée du collecteur 10 par 30 un conduit 11, k raison de 297,1 moles/heure, et passe dans la partie supérieure de la colonne du dépropaniseur 6, comme courant de reflux. Une deuxième partie du propane diluant est évacuée du collecteur 10 jîar 1b conduit 12, k raison de 188,0 moles/heure. On fait passer cette partie, par le conduit 12, vers les conduits 4A, 35 4B et AC afin de fournir le propane servant de moyen de refroidissement pour le réacteur, comme indiqué ci-dessus. Une troisième partie de propane liquide est évacuée du collecteur 10 par un conduit 13, k raison de 100,1 moles/heure. On renvoie cette troisième partie 70 09825 9 2035630 vers la zone de réaction, comme propane diluant, d'une manière qui sera décrite ci-après. Une phase vapeur de propane nette est évacuée du collecteur 10 par un conduit 14, à raison de 28,0 moles/heure, k une température 5 de 43°C environ et k une pression manométrique de 18,3 kg/cm3. Ce gaz d'évacuation riche en propane passe dans un absorbeur 31, pour qu'on recueille une partie du propane diluant qu'il contient, d'une manière qui sera décrite ci-après. La colonne du dépropaniseur 6 est munie d'un circuit de rebouii-10 leur représentatif, pour communiquer la chaleur nécessaire k la distillation. Une partie du liquide au fond de la colonne du dépropaniseur 6 est évacuée de celui-ci par un conduit 15, k une température de 257°C environ. On fait passer ce liquide dans un échangeur thermique 16 dans lequel il est chauffé jusqu'à 271°C. On fait en-15 suite passer le liquide chauffé vers la colonne du dépropaniseur 6 dans laquelle on le renvoie par un conduit 17, sous une pression manométrique de 19 kg/cm2. Des queues nettes du dépropaniseur sortent de ia colonne 6, par un conduit 18, à une température de 257°C environ et k raison de 20 280,5 moles/heure. Ce courant de queues du dépropaniseur comprenant un produit partiellement oligomérisé et le produit oligomérisé passe dans une vanne réductrice de la pression, non représentée, et entre dans une colonne de recyclage 19 k une température de 184°C environ et k une pression manométrique de 1,3 kg/cm2. 25 La colonne de recyclage 19 fonctionne dans des conditions suf fisantes pour séparer le produit partiellement oligomérisé, comprenant du propylène dimère et du propylène trimère, du produit oligomérisé comprenant du propylène tétramère. La colonne 19 est munie d'un circuit de rebouilleur typique. Une partie du liquide le plus 30 lourd, comprenant le produit oligomérisé, est évacuée de la partie inférieure de la colonne 19, par un conduit 2, k une température de 249°C environ et sous une pression manométrique de 1,4 kg/cm2. Ce liquide du rebouilleur passe dans un échangeur thermique 21 dans lequel il est chauffé jusqu'k 263°C environ. Le liquide est ensuite 35 renvoyé vers la partie inférieure de la colonne de recyclage 19, par un conduit 22. Une deuxième partie du liquide de queue est évacuée de la colonne 19, par un conduit 23, k raison de 21,4 moles/heure et k une température de 249°C environ. Ce courant comprend le pro- 70 09825 10 y ■■ .. - 2035830 ' duit oligomérisé et le sous-produit oligomérisé lourd, et est envoyé vers une colonne de redistillation , non représentée, dans laquelle il est séparé dans des conditions suffisantes pour fournir 17,4 mo- du -produit les/heure de produit tétramère qui est envoyé au stockage/et 4,0 mo-5 les/heure de polymère lourd qui est envoyé au stockate du sous-produit. Une vapeur nette quitte la colonne 19, par un conduit 24, k raison de 399,4 moles/heure, k une température de 160°C et à une pression manométrique de 1,05 kg/cm2. Cette vapeur, comprenant un 10 produit partiellement oligomérisé, est condensée et refroidie k 60°C dans un échangeur thermique 25, puis passe dans un collecteur 27, par un conduit 26, k une pression manométrique de 0,7 kg/cm2. Le produit partiellement oligomérisé condensé est séparé en quatre portions au sein du collecteur 27. Une première portion sort du 15 collecteur 27 par un conduit 28, à raison de 140,3 moles/heure et entre dans la colonne de recyclage 19, par un conduit 28, comme courant de reflux de la colonne. Une deuxième partie du produit partiellement oligomérisé est évacuée du collecteur 27 par le conduit 2, à raison de 220,4 moles/heure. Cette deuxième portion du produit 3D partiellement «ligomérisé est ensuite traitée d'une manière indiquée ci-après. Une troisième portion du produit partiellement oligomérisé est envoyée vers une installation de stockage, non représentée, comme fraction nette d'essence polymère légère, et peut être ensuite utilisée comme constituant pour mélange d'essence. 25 Une quatrième portion du produit partiellement oligomérisé est évacuée du collecteur 27 par un conduit 30, à raison de 33,0 moles/ heure. Ce courant passe dans un échangeur thermique, non représenté, et est refroidi k 38°C avant d'entrer k la partie supérieure d'une colonne d'absorption 31. Ce courant de produit partiellement oligo-30 mérisé fournir l'huile absorbante pauvre avec laquelle le gaz éiehe en propane évacué de la colonne du dépropaniseur 6 est mise en contact pour absorber le propane. L'absorbant pauvre entre k la partie supérieure de la colonne d'absorption 31 k une température de 38°C. Lorsque le liquide absorbant vient en contact avec le gaz d'évacua-35 tion s'écoulant de bas en haut, une portion au propane est absorbée dans la phase liquide, et la chaleur latente d'absorption élève la température du liquide absorbant s'écoulant de haut en bas, jusqu'k 60°C. Un gaz d'évacuation pauvre net est évacué de l'absorbeur 31, 70 09825 n >! ' , 2035830 par un conduit 32, à raison de 5,0 moles/heure. Ce gaz d'évacuation est habituellement envoyé vers un système de gaz combustible ou vers un système de récupération des GPL, non représenté. L'absorbant riche, contenant du propane, est évacué par un con-5 duit 33 de la partie inférieure de la colonne d'absorption 31, à raison de 56,0 moles/heure, k une température de 60°C. L'huile absorbante ricl^e, comprenant du produit partiellement oligomérisé et du propane, est réunie dans le conduit 2 au produit partiellement oligomérisé provenant du collecteur 27 par le conduit 2, k raison de 10 220,4 moles/heure, pour fournir un mélange liquide de recyclage s1 écoulant k raison de 276,4 moles/heure. Ce mélange liquide de recyclage est ensuite réuni, dans le conduit 2, avec le propane recyclé provenant du collecteur 10, par le conduit 13, k raison de 100,1 moles/heure, pour fournir un courant de recyclage total net de 15 376,5 moles/heure. Le courant de recyclage total net comprenant du propylène dimère, du propylène trimère et du propane passe, par le conduit 2 , vers la zone de réaction dans laquelle il est réuni k la charge propylène-propane fraîche du conduit 1, fournissant ainsi la charge totale envoyée vers le réacteur, comme indiqué plus haut. 20 Dans l'exemple précédent, on remarquera que la fraction de pro pane totale renvoyée vers le réacteur comprend 311,1 moles/heure. Le propane renvoyé est constitué par 188,0 moles/heure de propane servant de milieu de refroidissement provenant du conduit 12, de 100,1 moles/heure de propane de recyclage utilisé comme charge provenant 25 du conduit 13 et 23,0 moles/heure de propane absorbé dans le courant d'absorbant riche du conduit 33. Si ce propane total était évacué du collecteur de tête 10 du dépropaniseur, sous forme de liquide, de la manière normale dans les techniques antérieures, il aurait fallu mettre le collecteur 10 sous une pression manométrique de 30 kg/cm2. 30 Toutefois, les caractéristiques de volatilité de la substance fractionnée dans la colonne du dépropaniseur 6 de cet exemple sont telles que la volatilité relative du propane et du produit partiellement oligomérisé décroît sous cette pression élevée. Il s'est avéré dans le procédé utilisé k 11 exemple ci-dessus que cette pression 35 manométrique de 30 kg/cm2 sur la colonne du dépropaniseur 6 aurait rendu la séparation k l'équilibre entre le propane et le produit partiellement oligomérisé extrêmement difficilesinon impossible, en opérant suivant les techniques antérieures. 70 09825 12 2035830 On remarquera, dans l'exemple donné, que le rebouilleur k la sortie du dépropaniseur fonctionne à une température de 271°C environ et sous une pression de 19 kg/cm2. S'il devait condenser tout le propane (311,1 moles/heure) renvoyé vers le réacteur, l'élévation 5 de pression provoquerait une élévation telle du point d'ébullition qu'une température très supérieure à 271°C serait nécessaire. L' élévation du point d'ébullition nécessiterait l'utilisation d'une source de chaleur très intense pour 1'échangeur thermique 16. Cela signifie que le rebouilleur nécessaire pour la colonne du dépropa-10 niseur devrait être un four à combustion directe provoquant ainsi une augmentation des investissements en capitaux. En outre, 1' élévation du point d'ébullition et la température élevée de 1'échangeur thermique auraient pour résultat un craquage thermique accru et une polymérisation du produit partiellement oligomérisé et 15 du produit oligomérisé lors du passage du liquide du rebouilleur dans le système d'échange thermique 15 de la colonne du dépropaniseur 6, abaissant ainsi la pureté du produit et le rendement obtenu. Le procédé selon l'invention, illustré au dessin et par l'exemple décrit ci-dessus, élimine ces inconvénients opératoires du 20 procédé de séparation selon les techniques antérieures. Les spécialistes de la technique percevront aisément que le procédé décrit dans cet exemple n'est pas applicable seulement au procédé particulier d'oligomérisation oléfinique décrit, mais encore k la séparation k effectuer lors d'une alcoylation de composés aro-25 matiques. Par exemple, dans la synthèse du cumène, la colonne de recyclage 19 fonctionne de manière k séparer le benzène n'ayant pas réagi,(afin de le renvoyer vers la zone de réaction ), des produits aromatiques alcoylés (du cumèn.e obtenu comme produit et de l'alcoyl-benzène lourd obtenu comme sous-produit). En conséquence, on voit 30 bien que l'absorbant pauvre envoyé vers la colonne d'absorption 31 par le conduit 30 comprendrait une portion du benzène recyclé vers le réacteur. En outre, on se rendra compte que le recyclage envoyé vers le réacteur par le conduit 2 comprendrait du benzène èt que 1' huile riche de l'absorbeur envoyée vers le réacteur par le conduit 35 33 et le conduit 2 comprendrait du benzène et du propane. Les spécialistes de la technique peuvent facilement vérifier ces variantes, ainsi que d'autres, du procédé illustré ci-dessus, tel qu'appliqué k n'importe quel procédé particulier d'alcoylation de 70 09825 13 2035830 composés aromatiques ou à n'importe quel procédé particulier d'oligomérisation oléfinique. On remarquera que les conditions opératoires indiquées dans 1' exemple sont particulières à cet exemple et n'ont aucun caractère li-5 mitatif sur le procédé de séparation selon la présente invention . Par exemple, on peut utiliser une gamme étendue de conditions opératoires dans ,1a zone de réaction. Dans une zone de réaction d'oligomérisation oléfinique, par exemple, le rapport molaire de vapeur de dilmant à vapeur oléfinique 10 peut être compris entre 1/1 et 6/1, environ. Lorsque la zone de réaction d'oligomérisation oléfinique effectue la synthèse de propylène tétramère, comme dans l'exemple précédent, un rapport molaire compris entre 1/1 et 2/1 environ peut être utilisé. La température de la réaction peut être comprise entre 121 et 260°C environ et, 15 lorsque la synthèse est entreprise en présence d'un catalyseur représentatif, solide, à base d'acide phosphorique, une température comprise entre 149 et 232°C environ est préférable. La réaction d' oligomérisation est entreprise, par exemple, à une pression de 21 k 70 kg/cm2 (au manomètre) environ, ou plus, mais , dans les conditions 20 normales, une pression manométrique de 35 kg/cm2 est préférable. L|a vitesse spatiale horaire liquide (VSHL) de la charge combinée totale envoyée vers le réacteur peut être comprise entre 0,5 et5,0, environ mais, mieux, cette VSHL est comprise entre 1,0 et 3,0, environ. Les conditions opératoires particulières pour la synthèse de tout produit. 25 d'oligomérisation, par exemple de fractions d'heptène, de propylène trimère et de propylène tétramère sont facilement vérifiables par les spécialistes dans le cas de l'utilisation du catalyseur solide k l'acide phosphorique ou toute autre composition catalytique. Comme on l'a fait précédemment remarquer, le procédé de sépa-30 ration selon l'invention peut être utilisé pour séparer l'effluent d'une zone de réaction d'alcoylation d'un composé aromatique. Dans 1'alcoylation de composés aromatiques par un composé k action oléfinique il est courant, dans la technique, de prévoir une insuffisance molaire de l'oléfine. On entretient cette insuffisance molaire 35 du composé à action oléfinique vis-à-vis du composé aromatique al-coylable en maintenant un rapport molaure composé aromatique/oléfine compris entre 2/1 et 30/1, environ et, mieux, entre 4/1 et 16/1, environ. Cette insuffisance molaire est nécessaire pour réduire au ipi- 70 09825 14 2035830 nimum la polyalcoylation du composé aromatique. Lorsqu'on utilise un catalyseur solide à l'acide phosphorique dans la zone de réaction il est particulièrement préférable que la rapport composé aromatique /oléfine soit d'environ 8/1 lorsqu'on prépare du cumène et d'environ .5 12/1 lorsqu'on prépare de 1'éthylbenzène. La quantité de diluant non réactif en phase vapeur (le propane pour la synthèse du cumène et l'éthane pour la synthèse de 1'éthylbenzène) qui est recyclée vers la zone de réaction varie suivant les besoins pour maintenir la température du catalyseur à la valeur dé-10 sirée. Notamment, le rapport molaire de diluant k oléfine est compris entre 0,5/1,0 et 4,0/1,0 environ, un rapport molaire propane/ propylène de 2/1 étant préférable pour la synthèse du cumène. La température de la zone de réaction peut être comprise entre 149 et 316°C environ et, lorsqu'on utilise un catalyseur solide k l'acide 15 phosphorique elle est normalement comprise entre 177 et 232°C environ pour le cumène et entre 232 et 288°C environ pour 1'éthylbenzène. La pression de la réaction d'alcoylation peut être comprise entre 21 et 70 kg/cm2 ou plus. La VSHL de la charge combinée totale envoyée vers la zone de réaction peut être comprise entre 0,5 et 5,0, mais, 20 normalement, est comprise entre 1,0 et 1,5. Les conditions opératoires requises dans le réacteur pour 1'alcoylation de tout hydrocarbure ou autre composé aromatique alcoylable lorsqu'on utilise un catalyseur solide k l'acide phosphorique ou tout autre catalyseur sont facilement vérifiables par les spécialistes. 25 En se référant maintenant au procédé de séparation, la colonne 6 du dépropaniseur fonctionne normalement k une pression manométrique de 14 k 21 kg/cm2. La température k la partie supérieure de la colonne 6 du dépropaniseur est normalement comprise entre 15,6 et 66°C UCP et, mieux, la température maintenue dans le collecteur est comprise 30 entre 27 et 49°C. La température du rebouilleur de la colonne 6 du dépropaniseur dépend de la composition des constituants normalement liquides qui dorent être dépropanisés. C'est ainsi que, lorsqu'on effectue la synthèse de propylène tétramère, la colonne fonc tionne k une température du rebouilleur comprise entre 232 et 288°C 35 environ. Lorsqu'on dépropanise un effluent de la synthèse du cumène, la température du rebouilleur est normalement comprise entre 193 et 232°C environ. D'autres gammes de température du rebouilleur peuvent être vérifiées par les spécialistes de la technique, pour tout autre 70 09825 15 r- 2035830 produit d'oligomérisation particulier ou tout autre produit d'alcoylation aromatique particulier. Les conditions opératoires §ui doivent être maintenues au sein de la colonne d'absorption 31 sont également particulières à cet 5 exemple. D'une façon générale, les spécialistes savent que la colonne d'absorption doit fonctionner à une température aussi basse que possible et sous une pression aussi élevée que possible. C'est ainsi qu'il est préférable que la température au sein de l'absorbeur 31 soit maintenue entre 15,6 et 49°C. Il va de soi que la température 10 du liquide de queues de la colonne d'absorption est affectée par la température d'entrée du gaz, la. température de l'huile absorbante pauvre et par l'énergie latente lihérée par la vapeur qui est absorbée par l'absorbant. Par exemple, la température des queues est de 2,5 à 25°C plus élevée, environ, que la température de l'huile absor-15 bante pauvre. Toutefois, dans bien des cas, il est désirable de prévoir un dispositif intermédiaire de refroidissement de la dolonnç d'absorption afin de refroidir l'absorbant s'écoulant de haut en bas avant qu'il atteigne la partie inférieure de la tour. Le refroidissement de l'huile absorbante en un point intermédiaire de la colonne 20 est une technique bien connue antérieurement. La pression, au sein de la colonne d'absorption 31, est normalement légèrement supérieure k celle du collecteur 10 précédant, bien qu'on puisse utiliser une pression plus élevée en plaçant un dispositif compresseut sur le conduit 14. De préférence, la colonne d'absorption 31 est maintenue 25 sous une pression manométrique de 7 k 21 kg/cm2 pour recueillir le propane, mais a une pression plus élevée pour recueillir l'éthane, par exemple dans un procédé de synthèse de 1'éthylbenzène. En outre, il faut remarquer que le rapport d'huile absorbante k gaz s'écoulant en écoulement ascendant est particulier à cet exemple, car ce rap-30 port dépend des compositions des courants et d'autres considération® bien connues des spécialistes de la technique. Les spécialistes peuvent facilement connaître les conditions opératoires particulières k choisir au sein de la colonne d'absorption 31 pour tout débit et toute composition particuliers de gaz, ainsi que pour toute 35 composition particulière de l'huile absorbante. Il faut remarquer en outre que le procédé de séparation de l'exemple contient une colonne de recyclage et que, dans cet exemple,la colonne de recyclage sépare le produit partiellement oligomérisé du 09825 16 2035830 produit oligomérisé. Toutefois, comme on l'a fait remarquer ci-dessus, la colonne de recyclage peut séparer le benzène de produits aromatiques alcoylés lorsque le procédé de séparation selon l'invention est utilisé pour séparer les effluents du réacteur d'une zone 5 de réaction d'alcoylation de composés aromatiques. Ces séparations du produit partiellement oligomérisé du produit oligomérisé, et du composé aromatique alcoylable du composé aromatique alcoylé sont entreprises dans des conditions opératoires bien connues dans la technique. En conséquence, il n'est pas nécessaire, dans le cadre 10 de la description de l'invention, de décrire les gamines générales des conditions opératoires requises pour la colonne de recyclage dais des applications parriculières, et il n'est pas nécessaire non plus d'indiquer les conditions opératoires pour la colonne de redistillation qui, comme on l'a fait remarquer dans l'exemple, est nécessaire 15 pour le procédé considéré dans son ensemble, mais qui n'est pas représentée au dessin. Les conditions opératoires nécessaires pour la colonne de recyclage et la colonne de redistillation sont facilement véfifiables par les spécialistes, pour toute composition de constituants qui y est séparée. 20 On peut dire en résumé, d'après ce qui précède, qu'un mode de mise en oeuvre préféré du procédé selon l'invention est un procédé de récupération d'un composé aromatique alcoylé à partir d'un effluent de zone de réaction d'alcoylation comprenant un diluant non réactif, un composé aromatique alcoylable et un composé aromatique al-25 coylé, caractérisé en ce qu'on fait passer l'effluent de la zone de réaction dans une première zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, on retire de la première zone de séparation une première fraction comprenant du diluant en phase vapeur et une seconde fraction comprenant un composé aromatique alcoylable et 30 un composé aromatique alcoylé, on met la première fraction en contact avec un absorbant pauvre précisé ci-après, dans une zone d' absorption maintenue dans des conditions suffisantes pour absorber une portion du diluant en phase vapeur contenu dans la première fraction, on fait passer un absorbant riche, contenant le diluant, de la 35 zone d'absorption dans la ?one de réaction, on fait passer la seconde fraction dans une seconde zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, on retire de la seconde zone de séparation une troisième fraction comprenant un composé aromatique alcoylable 70 09825 17 I- 2035830 et une quatrième fraction comprenant un composé aromatique alcoylé, on fait passer une portion de la troisième fraction dans la zone d' absorption, k titre de l'absorbant pauvre précité et on recueille la quatrième fraction. 5 En outre, on peut faire remarquer qu'un autre mode de mise en oeuvre préféré du procédé selon l'invention est un procédé de récupération d'un composé oligomérisé k partir d'un effluent d'une zone de réaction d'oligomérisation comprenant un diluant non réactif, un composé partiellement oligomérisé et un composé oligomérisé, qui est 10 caractérisé en ce qu'on fait passer l'effluent de la zone de réaction dans une première zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, on retire de la première zone de séparation une première fraction comprenant du diluant en phase vapeur et une seconde fraction comprenant un composé partiellement oligomérisé et un composé 15 oligomérisé, on met la première fraction en contact avec un absorbant pauvre précisé ci-après, dans une zone d'absorption maintenue dans des conditions Suffisantes pour absorber une portion du diluant en phase vapeur contenu dans la première fraction, on fait passer un absorbant riche, contenant du diluant, de la zone d'absorption dang 20 la zone de réaction, on fait passer la seconde fraction dans une seconde zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, on retire de la seconde zone de séparation une troisième fraction comprenant un composé partiellement oligomérisé et une quatrième fraction comprenant un composé oligomérisé, on fait passer une por-25 tion de la troisième fraction dans la zone d'absorption, k titre dp l'absorbant pauvre précité, et on recueille la quatrième fraction. 09825 18 2035830 REVENDICATIONS 1'. Un procédé de séparation d'un effluent d'une zone de réaction contenant au moins trois constituants, caractérisé en ce quej (a) on fait passer l'effluent de la zone de réaction dans unç 5 première zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, (b) on retire de la première zone de séparation une première fraction comprenant un premier constituant en phase vapeur et une deuxième fraction comprenant un second constituant et un troisième 10 constituant, (c) on met la première fraction en contact avec un absorbant pauvre précisé ci-après, dans une zone d'absorption maintenue dan* des conditions suffisantes pour absorber une portion du premier constituant présent en phase vapeur dans la première fraction, 15 (d) on fait passer un absorbant riche, contenant ladite por tion du premier constituant, de la zone d'absorption vers la zone de réaction, (e) on fait passer la deuxième fraction dans une seconde zone de séparation maintenue dans des conditions de s éparation, 30 (f) on retire de la seconde zone de séparation une troisième fraction comprenant le second constituant et une quatrième fraction comprenant le troisième constituant et (g) on fait passer une portion de la troisième fraction dans la zone d'absorption à titre dudit absorbant pauvre précité. 25 2m Un procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce qu'on fait passer une seconde portion de ladite troisième fraction dans la zone de réaction. 3. Un procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce qu'on retire une cinquième fraction de la première zone de sépara- 30 tion et qu'on fait passer cette cinquième fraction dans ladite zone de réaction. 4. Un procédé de séparation d'un composé aromatique alcoylé d'un effluent d'une zone de réaction d'alcoylation comprenant un diluant non réactif, un composé aromatique alcoylable et un composé 35 aromatique alcoylé, caractérisé en ee quex (a) on fait passvr l'effluent de la zone de réaction dans une première zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, 09825 19 I' ; 2035830 (b) on retire de la première zone de séparation une première fraction comprenant du diluant en phase vapeur et une deuxième fraction comprenant un composé aromatique alcoylable et un composé aromatique alcoylé, 5 (c) on met la première fraction en contact avec un absorbant pauvre précisé ci-après, dans une zone d'absorption maintenue dans des conditions suffisantés pour absorber une portion du diluant en phase vapeur contenu dans la première fraction, (d) on fait passer un absorbant riche, contenant du diluant, 10 de ladite zone d'absorption dans ladite zone de réaction, (e) on fai"C passer la deuxième fraction dans une seconde zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, (f) on retire de la seconde zone de séparation une troisième fraction comprenant un composé aromatique alcoylable et une qua- 15 trière fraction comprenant un composé aromatique alcoylé, (g) on fait passer une portion de ladite troisième fraction dans la zone d'absorption, à titre de l'absorbant pauvre précité et (h) on recueille la quatrième fraction. 5. Un-procédé suivant la revendication 4, caractérisé en ce que 20 la zone d'absorption est maintenue à une température d'environ 15,6 à 43°C environ, et à une pression manométrique de 7 à 21 kg/cm2 environ. 6. Un procédé suivant la revendication 4, caractérisé en ce que le diluant non réactif comprend ée l'éthane, que le composé aromati- 25 que alcoylable comprend du benzène et que le composé aromatique alcoylé comprend de 1'éthylbenzène. 7. Un procédé suivant la revendication 4, caractérisé en ce que le diluant non réactif comprend du propane, que le composé aromatique alcoylable comprend du benzène et que le composé aromatique al-30 coylé comprend du cumène. 8. Un procédé de séparation d'un composé oligomérisé d'un effluent de zone de réaction d'oligomérisation comprenant un diluant non réactif, un composé partiellement oligomérisé et un composé oligo mérisé, caractérisé en ce quej 35 (a) on fait passer l'effluent de la zone de réaction dans une première zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, (b) on retire de la première zone de séparation une poemière 70 09825 203583(5 fraction comprenant le diluant en phase vapeur et une deuxième fraction comprenant un composé partiellement oligomérisé et un composé oligomérisé, (c) on met la première fraction en contact avec un absorbant 5 pauvre précisé ci-après, dans une zone d'absorption maintenue dans des conditions Suffisantes pour absorber une portion du diluant en phase vapeur contenu dans la première fraction, (d) on fait passer un absorbant riche, contenant du diluant, de la zone d'absorption dans la zone de réaction, 10 (e) on fait passer la deuxième fraction dans une seconde zone de séparation maintenue dans des conditions de séparation, (f) on retire de la seconde zone de séparation une troisième fraction comprenant un composé partiellement oligomérisé et une quatrième fraction comprenant un composé oligomérisé, 15 (g) on fait passer une portion de la troisième fraction dans ladite zone d'absorption, à titre de l'absorbant pauvre précité et (h) on recueille la quatrième fraction. 9. Un procédé suivant la revendication 8, caractérisé en ce que la zone d'absorption est maintenue à une température d'environ 15,6 20 à43°,C et k une pression manométrique d'environ 7 à 21 kg/cm2. 10, Un procédé suivant la revendication 8, caractérise en ce que le diluant comprend du propane et que le produit oligomérisé comprend, du propylène trimère ou du propylène tétramère. 11. Un procédé suivant la revendivation 8, caractérisé en ce que 25 le diluant comprend du propane, du butane ou un mélange propane- butane et que le produit oligomérisé comprend de l'heptène.