FR 2004979 A1 19691205 FR 6909391 A 19690328 La présente invention a pour objet un nouveau procédé et un nouvel appareil pour réaliser des réactions catalytiques exo thermiques en phase vapeur, plus particulièrement l'oxydation catalytique en phase vapeur d'hydrocarbures aliphatiques en C2 à C4. Elle concerne plus particulièrement un nouveau procédé et un nouvel appareil pour réaliser lloxydation catalytique en ta- se vapeur de l'éthylène en oxyde d'éthylène. De nombreuses réactions sont réalisées de façon appropriée en phase vapeur et en présence d'un catalyseur0 Par exemple, la production d'oxydes d'oléfines et en particulier celle de l'oxyde d1éthylène, par oxydation des oléfines respectives, est en général bien connue et a fait l'objet d'études poussées ces vingt et trente dernières années. La production d'oxyde d'éthylène cons fis te d'une manière générale à faire passer un mélange gazeux contenant de 11 éthylène et de l'air (ou de l'oxygène) sur un catalyseur contenant de l'argent à des températures et à des Tlres- sions élevées.On conduit habituellement ces réactions dans l'industrie dans des échangeurs de chaleur du type à enveloppe et tube (réacteurs) comprenant plusieurs tubes déchange de chaleur situés dans une enveloppe cylindrique. On introduit les réactifs gazeux dans les tubes d'échange de chaleur contenant le cataly- seur dans lequel l'oxyde d'éthylène se forme par oxydation partielle de l'éthylène. Les produits de la réaction sont extraits des tuties d'échange de chaleur et sont envoyés dans une section de récupération de produit où l'on récupère l'oxyde éthylène Cette réaction d'oxydation est extrêmement exothermiclue et s'accompagne d'un dégagement important de chaleur.On élimine la chaleur de la réaction et on controle la température dans les tubes en faisant circuler un milieu de refroidissement dans l'en- veloppe du réacteur. De nombreux brevets et de nombreuses publications Qans ce domaine se rapportent à un ou à plusieurs aspects du proeéd. Ces brevets et ces publications ont en général trait aux perfection- neirents apportés aux conditions du procédé ou au développement d'un catalyseur nouveau et amélioré en vue dhXugmenter la sélec- tivité et (ou) le rendement de la production en oxyde d'éthylène. Par exemple, les procédés décrits dans les brevets des Etats Zanis dtAmérique n 1 998 878, 2 143 378, 2 238 474, 2 279 469, 2 279 470 2 653 952, 2777 862,2 766 261 et 3 083 213 illustrent les pro cédés de la technique antérieure relatifs à l'oxydation de l'éthylène en oxyde d'éthylène.Ces brevets décrivent les conditions et les variables du procédé-utilisées dans ce procédé D'aut-re part, le brevet des Etats Unis d'Amérique n 3 035 492 est un brevet typique des brevets et des publications de la technique antérieure qui sont orientés vers le développement de catalyseurs dans ce domaine, Ce brevet décrit un cat-alyseur contenant de l'argent, conçu en particulier pour oxyder directement ltéthylè- ne en oxyde d'éthylène. Bien que la technique antérieure abonde en brevets et publications concernant le procédé de production d'oxyde d'éthylène par oxydation partielle de l'éthylène, ou le catalyseur amélioré convenant pour-cette réaction, or ne possède que de maigres renseignements sur les réacteurs convenant à ces réactions. Comme déjà décrit, l'oxydation de l'éthylène an oxyde d'éthylène chelle industrielle a été réalisée jusqu'à présent dans des réacteurs classiques du type à enveloppe et tubes. L'expérience a cependant montré que ces réacteurs sont très diffIciles à construire et que leur exploitation est laborieuse.D'autre part, l'uti- libation de ces réacteurs est sérieusement limitée par la possi- bilité de mise en oeuvre du procédé ainsi que par le rendement du procédé et le taux de conversion en oxyde d'éthylène. Par exemple, la chaleur provenant de la réaction dans les tubes entralAne souvent la formation d'endroits chauds et de surchauffe localisée qui désactivent localement le catalyseur.D'autre part, le taux de conversion en oxyde d'éthylène et le rendement d.u procédé sont en général déterminés par les concentrations initiales en réactifs critiques, à savoir, l'éthylène et l'oxygène, et par la tem- pérature du milieu de refroidissement qui circule dans l'envelop- pe du réacteur.On règle le taux de conversion en oxyde d'éthy- lente et le rendement du procédé en ajustant les concentrations initiales de ces réactIfs introduits dar-is les tube et par la température du milieu de refroidissement qui circule dans l'en- ve'cppe du réacteur. T'augmentation de la concentration initiale en oxygène pour élever le taux de conversion en oxyde d'éthylène crée des dangers d'inflammabilité lans les tubes échangeurs Qe chaleur Le brevet des Etats Unis d'Amériuue n 2 886 517 décrit ru réacteur qui convient pour réaliser des réactIons catalytiques en phase vapeur, comprenant l'oxydation des hydrocarbures. Be -réacteur décrit dans ce brevet comporte en général une enveloppe cylindrique disposée verticalement, contenant un lit de cataly- seur finement divisé. Be lit de catalyseur de section circulaire a une densité telle qu'il entralne une.baisse de pression relativement faible des réactifs traversant le lit0 On envoie la matière réactive dans le lit catalytique à une température et à une pression de réaction le lorg de circuits ayant des résistances d'écoulement et des longueurs pratiquement égales Bes débits en volume dans ces circuits décroissent progressivement jusqu'à égaliser à travers toutes les sections du catalyseur de ce lit le débit des matières réactives. Be brevet Français nO 1 479 895 décrit également un réacteur pour l'oxydation catalytique en phase vapeur des hydrocarbures. Ce réacteur comporte une enveloppe cylindrique en gén.éral verticale contenant plusieurs couches de catalyseur espacées horizontalement.On fait passer le mélange réactionnel à l'état de vapeur dans la première- couche catalytique, puis on extrait le mélange chauffé, on le refroidit dans un échangeur de chaleur externe, puis on renvoie le mélange refroidi dans la couche cata -lytique suivante. Be nombre de couches catalytiques utilisées dans ce type de réacteur dépend des réactifs particuliers utilisés, de la nature exothermique et de l'avancement de la réaction, du degré de conversion dans chaque couche de.catalyseur et du taux de conversion désiré final en produit voulu. L'utilisation des réacteurs décrits dans les brevets précités est sérieusement limitée et présente de grands inconyénients, en particulier quand on l'utilise pour l'oxydation en phase vapeur de 11 éthylène en oxyde d'éthylène. Par exemple, dans le réacteur décrit dans le brevet des Etats Unis d'Amérlque n 2 886 517 précité, il n'est pas prévu de mesures pour l'élimination de la chaleur, qui est un stade essentiel dans le cas des réactions exothermiques. D'autre part, le réacteur décrit dans le brevet fran çait vni comporte plusieurs échangeurs de chaleur externes pour refroidir les matières en réaction qui traversent chaque couche de catalyseur. Un tel agencement est difficile à constriiire et son exploitation est laborieuse. D'autre part, il risque d'avoir un début de réactions homogènes; ctest-à-dire que les réactions de- combustion entraient la formation de produits indésirables, tels que le carbone, l'oxyde de carbone, le gaz carbonique et l'eau. Be début de réactions homogènes produit souvent une réaction-autocatalytique qui entraine l'utilisation complète des réactifs et la destruction des produits de la réaction, ces phè ncmènes étant souvent définis comme des conditions d'emballements. On a maintenant découvert qu'on peut éviter les inconvénients et les limitations des réacteurs et des procédés de la technique antérleure, en utilisant le nouveau réacteur de l'invention. On a découvert qu'un réacteur conçu et construit conformément à l'in Invention peut être utilisé avec satisfaction pour réaliser des réacticns catalytiques exothermiques en phase vapeur et convient de façon unique pour produire de l'oxyde dtéthylene par oxydation en phase vapeur de l'éthylène, en particulier à l'échelle industrielle. Le nouveau réacteur de l'invention et ses avantages sur les réacteurs utilisés jusqu'à présent, ressortiront de la descrip- tion qui va suivre, faite en regard des dessins annexés et donnant à titre explicatif, mais nullement limitatif, plusieurs formes de réalisation conforme à l'invention. Sur ces dessins, La ligure 1 est une coupe verticale d'un réacteur selon leur vent ion. La rigure 2 est un schéma synoptique de circulation d'un procédé d'oxydation de l'éthylène en oxyde d'éthylène dans le système à réacteur étagés de l'invention comprenant six réacteurs disposés en série, chaque réacteur ayant la forme et étant construit comme le réacteur représenté à la figure 1. La figure 3 représente partiellement une me de face en coupe d'un autretype de réacteur-selon l'invention et la conception du réacteur à plusieurs étages. La figure 4 est une vue de cSté du réacteur représenté à la figure 3. Lä-figare 5 est une vue de face, en partie en coupe, d'un autre réacteur sélon l'invention0 La figure 6 est une vue en-coupe selon la ligne 6-6 de la figure 5, et La figure 7 représente unervue agrandie de la section encerclée de la figure 6. On se reportera aux dessins et plus particulièrement à la fière 1, qui représente un réacteur 10' forme d'une enveloppe en général cylindrique 103 dont les extrémités sont fermées nar des fonds bombés supérieur et inférieur 105.Le réacteur 101 com prend un lit de catalyseur 1 07 main bLehu g.ens une structure à panier, cylindrique t perìawabl.efi épousant de préférence la forme du réacteur et avec une surface externe qui laisse un passage 111 de forme en général annulaire entre l'enveloppe cylindrique du réacteur et une surface interne qui laisse un passage ou chambre 113 dans le réacteur. Plusieurs tubes échangeurs de chaleur espacés parallèlement 115 sont disposés dans la chambre 113 sensiblement en continuité avec la surface interne de la structure à panier cylindrique 109.Tes tubes échangeurs de chaleur 115 sont situés tellement près du lit de catalyseur qu'il existe un espace vide minimum, sinon nul, entre ces tubes et le lit de catalyseur. 'importance d'un tel agencement sera expliquée ci-après avec plus de détails. Dans le réacteur 101 sont également prévues une arrivée 121 pour introduire des réactifs gazeux et une sortie 123 pour extraire les produits de la réaction. l'arrivée 121 et la sortie 123 permettant également d'accéder au réacteur. Les tubes échangeurs de chaleur 115 s'étendent à travers le rebord amovibn 125 sur lequel ils sont solidement fixés par soudure ou tout autre moyen. Le rebord 125 est fixé de façon amovible à une plaque verticale 127 par des boulons 129 comme représenté sur la figure 1. La plaque verticale 127 peut être un prolongement du fond bombé supérieur 105 ou une plaque séparée fixée de façon appropriée. Le démontage et l'enlèvement du rebord du fond bombé 125 permet de sortir l'ensemble complet des tubes échangeurs de chaleur. Un élément plein tel que la plaque 131 est placé dans la section du bas du réacteur comme représenté figure 1. Cette plaque empêche les réactifs gazeux d'entrer dans le passage 113 et empoche également les matières gazeuses de passer du lit de catalyseur dans l'espace vide 133 situé dans la section inférieure du réacteur. La plaque 131 peut également servir de support des tubes échangeurs de chaleur 115. Be nombre et la forme des tubes échangeurs de chaleur dépendent bien entendu de- facteurs tels que le degré de refroidissement désiré et la dimension et la capacité du réacteur. Il est important, toutefois, que ces tubes soient très étroitement espacés, de manière à réduire au minimum l'espace à travers lequel les matières gazeuses doivent passer avant de quitter le réacteur. On utilise souvent des tubes à ailettes pour faciliter la transmission de chaleur entre les matières gazeuses et le milieu de refroidissement. Pendant le fonctionnement, les réactifs gazeux contenant de l'éthylène et de l'air (ou de l'oxygène) sont introduits dans le réacteur par l'arrivée 121 puis le passage 111, traversent le lit de catalyseur, puis passent à travers les espaces situés entre les tubes échangeurs de chaleur vers le passage 113, puis sont évacusés du réacteur par la sortie 123. Be produit gazeux traverse le lit du catalyseur et les espaces entre les tubes échangeurs de chaleur sensiblement suivant une direction radiale, comme indiqué par les flèches. La réaction est extr8menent exothermique et s'accompagne d'un légafflement important de chaleur. Pratiquement toute la chaleur dégagée est absorbée par les matières gazeuses qui traversent le lit de catalyseur, Ainsi, le lit catalytique reste dans des conditions pratiquement adiabatiques et étant donné la nature adiabatique du lit de catalyseur ce réacteur peut entre caractérisé comme étant un réacteur adiabatique. Les matières gazeuses chaudes qui quittent le lit de catalyseur sont immédiatement refroidies au contact des tubes échangeurs de chaleur. Comme représenté figure 1, de l'eau est intro dlliX dans les tubes internes et un mélange doleau et de vapeur deau est retiré des tubes externes qui sont au contact du lit de catalyseur chaud. Une telle disposition et une telle direction du courant sont plus efficaces car l'eau a ainsi plus tendance à se vaporiser et à monter dans les tubes externes. Dans les réacteurs utilisés jusqu'à- présent pour réaliser ces réactions, les matières gazeuses chaudes doivent souvent traverser un espace vide pendant un temps considérable avant d'erre refroidies. Cette technique conduit souvent à un début de réactions homogènes et à des conditions d'emballement comme décrit ci-dessus. La possibilité d'un début de réactions homogènes et de conditions d'emballement peut être réduite au minimum avec efficacité ou pratiquement évitée en réduisant au minimum le temps zazeuses de séjour pendant lequel les matièresichaudes doivent passer a- vant qu'elles soient refroidies. On atteint ce but en réduisant au minimum, ou en supprimant complètement, 11 espace compris entre le lit de catalyseur et les tubes échangeurs de chaleur, ainsi qu'en réduisant au minimum les espaces entre les tubes échangeurs de chaleur. La chaleur qui se dégage de la matière gazeuse chaude peut être utilisée pour produire de la vapeur, comme représenté dans le réacteur illustré à la figure 1. La chaleur produite pendant les réactions catalytiques exothermiques peut élever la température des matières réactives considérablement au-dessus de leur température initiale, à moins - d' é- liminer efficacement et immédiatement la chaleur. Par exemple, dans l t oxydation catalytique en phase vapeur de l'éthylène, il est courant dans l'industrie de rencontrer des taux de conversion qui équivalent une élévation de température de 180 à 24boy. Une telle hausse de température ne peut en pratique être tolérée dans un lit catalytique unique par suite des limitations du taux de conversion et du rendement dans chaque lit de catalyseur.On a donc découvert que l'oxydation catalytique en phase vapeur de l'éthylène en oxyde d'éthylène peut être réalisée de façon plas appropriée dans plusieurs zones de réaction disposées en série, chacune ayant la forme et ayant été construite comme le réacteur représenté figure 1. Chacune de ces zones de réaction constitue un étage de réaction (ou réacteur) et en général quand on utilise de nombreux réacteurs il est nécessaire de faire face à la hausse totale de température résultant du taux de conversion désiré. Ainsi, on peut par exemple utiliser six étages de réacteur, chacun étant destiné à élever la température de 30 à 400C environS afin de faire face à une hausse totale de température de 180 à 2400C environ. Ce système de réacteurs est schématiquement illustré à la figure 2 et est décrit en se rappoFtaat à 1J oxydation catalytique en phase vapeur de l'éthylène en oxyde d'éthylène. Chaque réacteur présente les caractéristiques décrites pour le réacteur de la figure 1. Comme représenté à la figure 2, on introduit les réactifs gazeux dans le conduit 201 allant vers la zone de réaction 203a, la première des six zones de réaction disposées en série et désignées respectivement 203a, 203b, 203c, 203d, 203e et 203f. Bes matières gazeuses dans chaque zone depéaction passent à travers un lit de catalyseur et sont refroidies par des tubes échangeurs de chaleir adjacents comme représenté à la figure 10 On introduit chaque effluent de réacteur dans le réacteur suivant, respectivement, par les conduits 205, 207, 209, 211 et 213 et l'ef- fluent du dernier réacteur est extrait par le conduit 215 et envoyé vers une section de récupération de produit (non représentée) dans laquelle on récupère l'oxyde d'éthylène. On peut injecter une quantité supplémentaire d'oxygène (et de l'éthylène, si désiré) dans l'effluent de chaque réacteur (excepté le dernier réacteur) par les conduits intermédiaires 205a, 207a, 209a, 211a et 2î3a, afin d'améliorer le taux de conversion en oxyde d'éthylène dans chaque zone de réaction et par suite le rendement et le taux de conversion total du procédé. Bien que la figure 2 représente six zones de réaction, le nombre de réacteurs peut en fait varier suivant les conditions et les variables du procédé. En général, on peut utiliser de 2 à 16 réacteurs, bien qu'en pratique on préfère utiliser de quatre à dix réacteurs, Etant donné que le lit de catalyseur dans chaque zone de réaction est maintenu dans des conditions adiabatiques, une telle disposition peut être appelée système adiabati- que à réacteurs étagés. Be principal avantage résultant de l'utilisation d'un tel système à réacteurs étagés est que chaque réacteur peut fonctionner à des conditions optimales et indépendamment du réacteur pré cèdent. Tandis que dans les réacteurs classiques le taux de con- version est limité par la concentration initiale des réactifs critiques, csest-à-dire l'éthylène et l'oxygène, le système à réacteurs étagés permet une concentration en oxygène et en éthylène supérieure d'un bout à l'autre du procédé, produisant ainsi un taux de conversion et un rendement supérieur en oxyde d'éthylène. Chaque effluent de réacteur étant refroidi avant d'entrer dans le réacteur suivant, des concentrations supérieures en oxygène et en éthylène sont possibles au moyen d'injections intermédiaires, sans quil y ait risque d'inflammabilité, de début de-réactions homogènes et de conditions d'emballement, qui limitent la concentration en oxygène dans les réacteurs classiques0 Le système représenté à la figure 2 comprend au moins deux, et en pratique quatre à six réacteurs disposés en série. toutes fois l'agencement et les canalieationfiORour ce système sont assez compliqués et onéreux, et souvent/économlques. Les figures 3-5 illustrent un réacteur qui présente les principales caractéristiques d'un système à réacteurs étagés dans un seul réacteur. Sur ces figures, les memes références désignent des parties identicues. Sa figure 3 montre un réacteur 301 qui comprend une enveloppe en général cylindrique 303 dont les extrémités sont fermées par des fonds bombés inférieur et supérieur 305 Le réacteur comporte un garnissage approprié (non représenté) et loge plusieurs sections 309 de catalyseur disposées horizontalement et espacées parallèlement, confinées entre des éléments perméables tels que des tamis 311 placés au-dessus et en-dessous du lit. Le lit de catalyseur et ses tamis occupent toute la section interne du réacteur, comme indiqué à la figure 3. Immédiatement en-dessous de chaque tamis inférieur et de préférence en relation de contiguité, sont disposées des surfaces d'échange de chaleur constituées par plusieurs tubes échangeurs de chaleur 313. Les tubes échangeurs de chaleur ainsi que chaque tamis inférieur supportent chacun des lits de catalyseur du réacteur. Il est important que les tubes échangeurs de chaleur se trouvent près des tamis inférieurs ainsi que proches les uns des autres pour refroidir immédiatement les matières gazeuses sortant de chaque section de catalyseur. Ceci réduit également au minimum la durée de passage des matières gazeuses chaudes avant leur refroidissement et leur entrée dans section catalytique suivante. Le réacteur 301 comporte également une arrivée 315 pour introduire les réactifs gazeux, un dispositif de distribution de ces réactifs gazeux au-dessus de la section de catalyseur la plus élevée, tel qu'un élément de diffuseur 317, et une sortie 319 pour extraire les produits de la réaction. Chaque section de catalyseur (excepté la section la plus élevée) comporte deux trous d'homme 319 et 321 pour respectivement introduire et décharger le catalyseur. Le catalyseur peut être introduit dans la section la plus élevée par l'arrivée 315, ou si on le désire par un trou d'homme ménagé dans le fond bombé supérieur 305 (non représenté) Durant le fonctionnement, les réactifs gazeux contenant de 1 éthylène et de l'air (ou de l'oxygène) sont introduits dans le réacteur par l'arrivée 515 et distribués au-dessus de la première couche de catalyseur par le diffuseur 317. Les réactifs gazeux traversent la première couche de catalyseur pratiquement axialement et les gaz chauds sortant de cette couche sont presque immédiatement refroidis au contact des tubes échangeurs de chaleur adjacents.Les réactifs gazeux refroidis et les produits de la réaction traversent ensuite la couche de catalyseur suivante dans laquelle se forme une quantité plus importante d'oxyde d'éthylène et les matières gazeuses chaudes qui sortent de la deuxième couche de catalyseur sont de nouveau refroidies par les tubes échangeurs de chaleur adjacents. Chaque couche de catalyseur opère dans des conditions adiabatiques car la chaleur de la réaction est pratiquemeit absorbée par les matières gazeuses qui traversent la couche. Ce réacteur peut donc être appelé réacteur adiabatique étagé. Le nombre d'étages qui peut être utilisé dépend bien enten du de la hausse totale de tempéra-Gure permise pour obtenir le taux de conversion en oxyde d1éthylène et le rendement du procé dé désiréeS ainsi que de la hausse totale de température permise dans chaque étage. Par exemple, dans l'oxydation de l'éthylène n oxyde d'éthylène décrite en se redorant à la figure 2, on L'uT utiliser sik couches iffle catalyseurs (étages), chaque couche augmentant la température de 30 à 4000 environ.Toutefois, on peut en général utiliser deux à douze, et de préférence quatre à étages, On peut encore utiliser deux de ces réacteurs ou ,lus et les faire fonctionner en srie, chaque réacteur contenant deux à huit de ces étages de réaction3 La quantité de catalyseur est en général la meme dans cha X?;e section de catalyseur.Il est souvent avantageux d'augmenter la quantité de catalyseur dans chaque lit de catalyseur de maniè- re à ce que chaque couche de catalyseur suivante contienne une quantité plus importante de catalyseur que la couche de catalyseur précédenteç Ceci est particulièrement avantageux quand le débit de la réaction diminue dans le sens du courant, nécessitant ainsi une quantité de catalyseur supérieure pour égaliser le taux de conversion dans chaque section de catalyseur0 Bes figures 5 à 7 montrent un autre réacteur possédant les caractéristiques principales de l'invention.Ces dessins, sur lesquels les mêmes références sont utilisépour désigne les mêmes parties et en particulier la figure 5, montrent un réacteur 501 comprenant une enveloppe en général de forme allongée 503 dont les extrémités sont fermées par les fonds bombés supérieur et inférieur 505.Le réacteur 501 contient plusieurs tubes échangeurs de chaleur espacés parallèlement 507 fixés aux deux extrémités par raccordement à des plaques à tubes 509. Bes espaces 511 entre les plaques à tubes sont remplis de catalyseur, les tubes échangeurs de chaleur étant ainsi en contact avec les lits de catalyseur dans le réacteur. Bes tubes échangeurs de chaleur situes le plus à ltextérieur forment un passage 513 avec les.parois du réacteur pour laisser passer les matières gazeuses. Dans le réacteur 501 sont également prévues une arrivée 515 pour introduire les réactifs gazeux et une sortie 517.pour extraire les produits de la réaction. Sont également prévus, des trous d'homme 519 et 521 dans les fonds bombés supérieur et inférieur /d homme 505 pour accéder au réacteur et des trous 523 et 525 pour introduire et évacuer le catalyseur. Be réacteur comprend également une arrivée 527 pour introduire le milieu de refroidissement (eau) dans les tubes échangeurs de chaleur et une sortie 529 pour évacuer l'eau et la vapeur d'eau produite dans ces tubes. Be mélange d'eau et de vapeur d'eau est introduit dans un récipient 531 dans lequel liteau est séparée de la vapeur et, si on le desire, est retournée vers les tubes échan f Bde chaleur par le conduit 533. La vapeur d'eau peut etre évacuée à l'extérieur par le conduit 535. Durant le fonctionnement, des matières gazeuses sont introduites dans le passage 513 dans le réacteur, elles passent ensuite à travers les séries alternées de lits de catalyseur (couches) 511 et les tubes échangeurs de chaleur 507 sensiblement suivant une direction normale. Les matières gazeuses sortant de chaque couche de catalyseur sont immédiatement refroidies par les tubes échangeurs de chaleur avant entre mises en contact avec la cou che de catalyseur suivante.Chaque tube échangeur de chaleur se trouvant en contact immédiat avec le lit de catalyseur, un tel arrangement produit un refroidissement efficace des matières gazeuses sortant de chaque couche de catalyseur avant leur entrée dans la couche de catalyseur suivante On introduit de l'eau dans les tubes échangeurs de chaleur comme milieu de refroidissement, où elle se vaporise partiellement dans les tubes par suite de l'échange indirect de chaleur avec les matières gazeuses chaudes. On retire le mélange d'eau et de vapeur d'eau de ces tubes, on introduit dans le récipient 531 dans lequel 11 eau est séparée de la vapeur et recyclée dans les tubes par raccordement avec l'arrivée d'eau 527. La chaleur produite dans chaque couche de catalyseur étant absorbée par les matières. gazeuses qui la traverse, chaque couche de catalyseur est maintenue dans des conditions pratiquement adiabatiques et par conséquent ce réacteur peut également Qtre appelé réacteur adiabatique à étages. Le nombre d'étages (couches de catalyseur) qui peut etre utilisé dépend à nouveau de la hausse totale de température permise pour obtenir le taux de conversion en oxyde d'éthylène et le rendement du procédé, désirés, et de la hausse de température permise dans chaque couche de catalyseur. Les exemples suivants illustrent la présente invention, dans lesquels les concentrations sont en moles. Exemple 1. Cet exemple illustre l'utilisation d'échangeurs de chaleur classiques à enveloppe-et-tubes comme réacteur pour l'oxydation en phase vapeur de ltéthylene en .oxyde d'éthylène. On introduit dans 1' échangeur de chaleur (réacteur) un mé- lange gazeux contenant 8,00 ffi0 d'éthylène, 6,00 r d'oxygène, 6,30 ffi de gaz carbonique, le reste étant de l'éthane, de l'azote-et de l'argon (principalement de l'azote). On introduit les réactifs dans les tubes échangeurs de chaleur remplis avec un catalyseur classique contenant de l'argent. On introduit avec la charge d'alimentation une faible quantité d'un inhibiteur chloré afin d'arreter ou ralentir l'oxydation. On fait circuler le produit "Dowtherm" (mélange eutectique de diphényle ou d'oxyde de diphényle) dans 11 enveloppe du réacteur comme milieu de refroidisse ment. La température moyenne des gaz dans les tubes est de 2900G et la pression de' 14 kg/cm2 On analyse l'effluent du réacteur par chrcmatographie gazeuse ; elle indique que la-concentration en oxyde d'éthylène du produit est de 1,235 mole %, avec un rendement total de 67,3 % Exemple 2. On introduit dans le premier de six réacteurs2 disposés en série, un mélange gazeux contenant 7,05 % d'éthylène, 6,00 % d'oxygènes 6,57 % de ga carbonique2'ie'rè.stant étant de l'éthane, de l'azote et de l'argon (principalement de l'azote), chaque réacteur étant construit et ayant la forme illustrée à la figure lo On introduit avec la charge une faible quantité d'inhibiteur chlo rA afin d'arrêter ou de ralentir 11 oxydation complèteS et on fait passer de l'eau (milieu de refroidissement) dans les tubes échangeurs de chaleur sous pression.Le catalyseur utilisé dans cet exemple, ainsi que dans les exemples ci-après2 est le même que celui décrit dans l'exemple 1, c'est-à-dire un catalyseur classique contenant de l'argent. La quantité de gaz de charge par kg de ca- talyseur dans le réacteur est également le même dans tous les exemples. On introduit l'effluent sortant de chaque réacteur dans le réacteur suivant comme indiqué à la figure 2 et on conduit la réaction avec des températures d'admission respectives dans chaque réacteur de 252 C, 2550C, 2580C, 261 C, 264 C et 267 C, et avec une température de décharge dans chaque réacteur comprise entre environ 297 et 301 C. La pression dans le premier réacteur est de 19,2 kg/cm2 et elle diminue progressivement jusquià 18,2 kg/cm2 dans le sixième réacteur. On analyse l'effluent sortant du dernier réacteur (sixième) par une chromatographie gazeuse2 la concentration en oxyde d'éthylène dans le produit est de 19273 mole % avec un rendement to- tal de 71,40 %. Encomparant les résultats des deux exemples précédents, il ressort clairement qu'on peut obtenir des rendements et des taux de conversion supérieurs avec le système à réacteurs étages. On peut encore améliorer le taux de conversion et le rendement par des injections intermédiaires d'oxygène et (ou) d'éthylène. Ainsi, les exemples 3 et 4 illustrent un procédé d'oxydation de ltéthy- lène en oxyde d'éthylène semblable au procédé de l'exemple 2, excepté qu'on injecte de oxygène dans effluent de chaque réac teur sauf le dernier) avant qu'il entre dans le réacteur suivant. l'es réacteurs ont la même forme et sont construits de la même fa çon Que ceux décrits dans l'exemple 1. Exemple 3o On introduit dans le premier des six réacteurs, disposés en série comme décrit dans l'exemple 2, un mélange gazeux contenant 1500 % d'éthylène, 8,00 % d'oxygène, 0,5 % de gaz carbonique, le reste' étant de l'éthane, de l'azote et de'l'argon (principalement de l'azote). On introduit avec la charge une faible quantité dìn- hibiteurs chlorés afin d'arrêter ou de ralentir l'oxydation complète et on fait passer de l'eau dans les tubes échangeurs de chaleur sous pression0 On injecte de l'oxygène dans l'effluent de chaque réacteur (excepté le sixième) avant qu'il entre dans le réacteur suivant. La quantité d'oxygène ajoutée dans chaque effluent des réacteurs est égale à la quantité oxygène consommée dans ce réacteur0 La température d'admission de chaque réacteur est respectivement de 24Q, 243, 236, 249, 252 et 25500 ; et la température de décharge dé chaque réacteur est comprise entre 280 et 3000Co La pression est de 19,2 kg/cm dans le sixième réacteur. on analyse l'effluent sortant du dernier réacteur (sixième) rar chromatographie gazeuse la concentration en oxyde d'éthylène ne est de 1,504 mole %, et le rendement total de 75,78 %. Exemu-1e40' On introduit dans le premier de huit réacteurs disposés en surie comme dans l'exemple 2, un mélange gazeux contenant 15S0 % d'éthylène, 8,00 % d'oxygène 0,5 % de gaz carbonique, le restant étant de l.éthane5 de l'azote et de l'argon (principalement de l:azote) On introduit a;-'ec la charge une faible quantité dlin- hibiteur chloré aiin d'arrêter ou de ralentir lUoxydation, et on fait passer de l'veau dans les tubés échangeurs de chaleur sous pression.Le catalyseur utilisé dans chaque reacteur est le mEme que dans'les exemples précédents. Comme dans l'exemple 3, on-ajoute de l'oxygène dans ltefflu- eut de chaque réacteur (excëpté le huitième) afin de compenser la quantité d'oxygène consommée dans ce réacteur. La température d'admission de chaque réacteur est de 240 C et la température de décharge de chaque réacteur est comprise entre 260 et 282 C.La pression dans le premier réacteur est de 19,2 kg/cm et elle diminue jusqu'à 18,2 kg/cm' dans le dernier réacteur0 On analyse l'effluent sortant du dernier réacteur par une chromatographie de gaz comme dans les exemples précédents, la concentration en oxyde d'éthylène est de 1,518 mole %, et le rendement total est de 76,02 %. Dans les exemples prëcédents, ainsi que dans la deszZiption de la présente invention , les termes "rendement" et "conversion" peuvent être définis de la façon suivante Rendement : moles d'oxyde d'éthylène produites x 100 moles d'éthylène consommees moles de réactif limitatif introduites ('1) moles :mole de réactif limitatif sortant moles :moles de reactif limitatif introduites x 100 (1) le réactif limitatif est l'oxygène Bien que le procédé de l'invention ait été décrit et illustré pour l'oxydation en phase vapeur de l'éthylène en oxyde d'éthylène, les principes décrits dans la présente invention ainsi que le concept du réacteur peuvent entre utilisés pour une plus grande gamme d'applications.On peut en général les utiliser dans toutes les réactions catalytiques exothermiques en phase vapeur, telles que l'oxydation du propylène en acroléine, l'oxydation u propylène en acides acryliques, de l'acroléine en acide acrylique, l'amination du propylène en acrylonitrile, l'hydrogénation du crotonaldéhyde en butanol, les réactions d'hydrogénation et autres réactions analogues. Be système de réacteurs décrit dans la présente invention s'est-toutefois montré plus particulièrement avantageux pour produire de l'oxyde d'éthylène par oxydation catalytique en phase vapeur de l'éthylène, en particulier à l'échel- le industrielle. les conditions de la réaction ne sont pas par elles-memes critiques dans la présente invention, et il en est de même du choix du catalyseur utilisé. On peut par exemple utiliser les conditions de la réaction et les catalyseurs mentionnés dans les bre- vets précités (et autres) Par exemple, la température de la réaction dans l'oxydation catalytique en phase vapeur de l'éthylène en oxyde d'éthylène, est en général comprise entre environ 200 et 340 C, et la pression dans la zone de réaction entre environ 14 et 28 kg/cm. Les catalyseurs contenant de l'argent, en particulier ceux contenant un activeur tel que le baryum, peuvent Qtre largement utilisés dans cette réaction Il est bon de répéter que dans l'oxydation catalytique en phase vapeur de l'éthylène en oxyde d'éthylène, l'application des nouvelles particularités et du nouveau système décrits ici permet l'utilisation de concentrations initiales supérieures à la fois en oxygène et en éthylène. D'autre part, chaque fois qu'on utilise plusieurs étages de réaction, on peut injecter une quantité supplémentaire d'oxygène et (ou) d'éthylène dans l'effluent sortant de chaque étage de réaction, avant son entrée dans l'étage de réaction suivant, ce qui conduit à une augmentation importante du taux de conversion en oxyde d'éthylène et du rendement to- tal du procédé, Il va de-soi que la présente invention n'a été décrite et représentée qu'à titre explicatif, mais nullement limitatif, et quelle est susceptible de diverses variantes sans sortir de son cadre. REVENDICAXIONS 1. Procédé pour conduiredes'réactions catalyttques exothermiques en phase vapeur dans un réacteur comprenant une enveloppe de forme générale cylindrique, une zone de catalyseur dont la surface externe définit un passage avec l'enveloppe, et la surface interne une chambre dans le réacteur, une surface d'échange de chaleur attenant pratiquement à la surface interne de la zone de catalyseur, procédé caractérisé en ce qu'on introduit des réactifs gazeux dans ledit passage et qu'ils s1 écoulent dans la zone de catalyseur suivant une direction pratiquement radiale, on refroidit immédiatement la matière gazeuse qui traverse la zone de catalyseur par contact avec la surface d'échange de chaleur, et on retire les produits de la réaction de ladite chambre. 2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé par le fait qu: on utilise plusieurs de ces réacteurs en série et que l'effluent de chaque réacteur est introduit dans.le-réacteur suivant. - 3. Procédé selon la revendication 2, caractérisé par lb fait qü'on-utilise deux à seize réacteurs. 4. Procédé selon la revendication 1, caractérisé par le fait qùe les réactifs gazeux contiennent de l'oxygène et un hydrocarbure aliphatique en C2 à C40 5. Procédé selon la revendication 2, caractérisé par le fait qùe les réactifs gazeux contiennent de l'oxygène et un hydre carbure aliphatique en C2 à C4 e 6. Procédé selon la revendication 3, caractérisé par le fait que les réactifs gazeux contiennent de lioxygene et un hydrocarbure aliphatique en C2 à C4. 7. Procédé selon la revendication 4, caractérisé par le fait que lXhydrocarbure aliphatique est l'éthylène. 8. Procédé selon la revendication 5, caractérisé par le fait que l'hydrocarbure aliphatique est éthylène 9. Procédé selon la revendication 6, caractérisé par le fait que lthydrocarbure aliphatique est l'éthylène. 10. Procédé pour introduire des réactions catalytiques exo thermnques en phase vapeur dans un réacteur comprenant une enveloppe de façon générale verticale, plusieurs sections de catalyseurs horizontales et espacées narallèlement disposées dans l'en- veloppe verticale, plusieurs surfaces d'échange de chaleur dispo sées chacune immédiatement en-dessous de chaque section de catalyseur procédé caractérisé en ce qu'on envoie des réactifs gazeux dane la première section de catalyseur suivant une direction pratiquement verticale, on refroidit immédiatement le produit gazeux qui traverse la première section catalytique, par cntact avec surface d'échange de chaleur disposée juste endessous de la section de catalyseur, les produits gazeux refroidis traversant la section de catalyseur suivants, qu'on répète chacun de ces stades, et queon retire franchement le produit de la réaction après refroidissement au contact de la surface d'é change de chaleur qui est située juste en-dessous de la dernière section de catalyseurO 11 Procédé selon la revendication 10, caractérisé par le fait que le réacteur contient deux à douze sections de cataly seur 12. Procédé selon la revendication 10, Caractérisé par le fait qüe-le réacteur contient quatre à huit sections de catalyseur. 13. Procédé selon la revendication 10, caractérisé par le fait qüë-les réactifs gazeux contiennent dë-l;oxygène et un hydro- carbure aliphatique en C2 à a4. 14. Procédé selon la revendication 11, caractérisé par le fait que'les réactifs gazeux contiennent de l'oxygène et un hydrocarbure aliphatique en C2 à C4. 15. Procédé selon la revendication 12 caractérisé par le fait que-les réactifs gazeux contiennent de l'oxygène et un hydrocarbure aliphatique en " 40 16. Procédé selon la.revendica-Gion 1Dy caractérisé par le fait que l'hydrocarbure aliphatique est l'éthylène 17. Procédé selon la reve-aication 14, caractérisé par le fait què - l'hydrocarbure aliphatique est l'éthylène. 18. Procédé selon la revendication 15, caractérisé par le fait que 'l hydrocarbure aliphatique est l'éthylène. 19. Procédé pour conduire des réactions catalytiques exo tiverrniques en phase vapeur dans un réacteur comprenant une enveloppe de forme générale allongée, plusieurs surfaces d'échange de chaleur parallèlement espacées disposees axialement dans le réacteur, plusieurs sections de catalyseur définies par les espaces compris entre deux surfaces d'échange de chaleur successives et contenant nu catalyseur attenant aux surfaces d'échange de cha leur, procédé caractérisé par le fait qu'on introduit des réactifs gazeux dans le réacteur et qu on fait s'écouler les réactifs gazeux suivant une direction sensiblement horizontale à travers les sections alternées du catalyseur et les surfaces d'échange de chaleur, puis qu'on retire les produits de la réaction du réacteur. - 20. Procédé selon la revendication 19, caractérisé par le fait que-les réactifs gazeux contiennent dp; l'oxygène et un hydro carbure aliphatique en Ct à C4. 21. Procédé selon..la revendication 20, caractérisé par le fait quë-l'hydrocarbure aliphatique est l'éthylène. 22. Réacteur pour conduire des réactions catalytiques exothermiques en phase vapeur, caractérisé par le fait qu'il comprend une enveloppe de forme générale,cylindrique dont les extrémités sont fermées ; une structure perméable contenant le catalyseur et en général épousant la forme de 1'enveloppe verticale', la structo-e p. ,,ytr-:t une surface externe délimitant un passage en général de forme annulaire avec l'enveloppe verticale, et une surface interne formant une chambre ; des surfaces d'échange de chaleur situées dans la chambre attenante à la surface interne de la structure perméable, un dispositif pour introduire les réactifs gazeux à une extrémité du réacteur, et un dispositif pour extraire les produits de la réaction à l'autre extrémité communiquant avec la chambre. 23. Réacteur pour conduire des réactions catalytiques exothermiques en phase vapeur, caractérisé par le fait qu'il comprend une enveloppe de façon générale verticale, fermée à ses extrémités prieurs sections de catalyseur espacées parallèlement disposées axialement dans l'enveloppe verticale, chaque lit de catalyseur étant confiné entre deux éléments plans perméables, un élément supérieur et un élément inférieur ; des surfaces d'échange de chaleur attenant à L'élément inférieur de chacune des sections de catalyseur ; un dispositif prévu à.l'extrémité supérieure de l'enve- . loppe verticale pour introduire'léfl réactifs gazeux ; et un dispositif prévu à l'extrémité inférieur de l'enveloppe verticale pour extraire les produits de la réaction. 24. Réacteur pour conduire des réactions catalytiques exothermiques en phase vapeur, caractérisé par le fait qu'il comprend une enveloppe de façon générale allongée dont les extrémités sont fermées; plusieurs surfaces d'échange de chaleur espacées parallèlement et disposées axialement dans le réacteur et délimitant un passage avec l'enveloppe allongée ; plusieurs sections contenant le catalyseur définies par les espaces situés entre les surfaces d'échange de chaleur successives, un dispositif prévu à une extrémité de l'enveloppe verticale pour introduire les produits gazeux ; et un dispositif prévu dans l'autre extrémité de l'enveloppe verticale pour extraire les produits de la réaction.