FR 2429774 A1 19800125 FR 7917040 A 19790629 La présente invention concerne un procédé et un appareil pour la production continue de carbonate d'allyl-diglycol (CAD) de grande pureté et avec un rendement élevé par unité de volume du réacteur. Le carbonate d'allyl-diglycol, de formule a pris une importance considérable en devenant le principal monomère utilisé pour la préparation de lentilles de sécurité et de feuilles de matière plastique qui sont dures, résistantes aux rayures et tenaces. Selon certaines exigences importantes pour ces usages finals, les monomères doivent être obtenus avec une grande pureté, leur qualité doit être constante et ils doivent renfermer peu de chlorures et de substances volatiles. Des variations de qualité, en particulier de viscosité, d'un lot à un autre peuvent conduire à un taux élevé de rebut des feuilles et lentilles en substance coulée polymérisée. Une forte teneur en chlorures du monomère initial confère une teinte à l'article fini, lors-de son stockage. L'art antérieur est par exemple illustré par le brevet des Etats-Unis d'Amérique NO 2 370 569 qui décrit un procédé discontinu pour la production de carbonate d'allyl-diglycol. Ce procède discontinu est cependant sujet à variations d'un lot à un autre. Puisque la préparation du C2D implique une réaction fortement exothermique, plusieurs difficultés surgissent lors de la préparation d'un lot. La masse réactionnelle est souvent visqueuse, ce qui réduit encore l'efficacité des surfaces d'é- change thermique. Pour améliorer le transfert d'énergie calorifique de la masse réactionnelle au fluide de refroidissement, la température de ce dernier peut être réduite. Elle ne peut cependant pas être abaissée en dessous du point de congélation du bis-chloroformiate et de la solution d'alcool allylique (environ - 80 C) ou de celui de la soude caustique ; si la tem pérature est abaissée, une phase solide apparait sur les surfaces de refroidissement, ce qui réduit l'efficacité de l'échange thermique.Si des températures réactionnelles plus élevées sont mises en oeuvre, les réactions secondaires deviennent aussi plus importantes, ce qui conduit à un produit impur ou abaisse le rendement. Des températures élevées peuvent aussi accroître la vitesse de polymérisation ionique du monomère. Par conséquent, en raison des problèmes précités, la réaction optimale pour des opérations discontinues implique l'utilisation de grandes surfaces d'échange thermique1 ce qui constitue une bonne solution pour une mise en oeuvre à petite échelle. Cependant, pour les réacteurs industriels grande échelle, c'est-à-dire d'une capacité d'environ 3 780 litres, la surface de paroi disponible pour l'extraction de la chaleur croit moins rapidement que la quantité de chaleur.La surface additionnelle d'échange thermique est obtenue à l'aide de serpentins qui retardent l'écoulement de la masse réactionnelle visqueuse sur la surface d'autres serpentins. L'efficacité des surfaces d'échange thermique diminue lorsque le nombre de serpentins croit. Un autre mode de réalisation possible consiste à prolonger la durée de réaction, ce qui conduit aussi à un faible rendement en monomère. L'invention résout les problèmes liés aux procédés discontinus, à savoir la variation de qualité d'un lot de produit à un autre, la faiblesse du rendement en monomère lorsqu'on opère à grande échelle, les variations cycliques et la quantité de chaleur à éliminer, ainsi que la nécessité de manipuler de grandes quantités de matières premières nocives et potentiellement dangereuses, en assurant un écoulement continu des substances réactionnelles et du produit durant tout le procédé. Cette invention permet la récupération de l'alcool allylique en excès, à une concentration inférieure à celle de l'azéotrope du mélange alcool-eau, à savoir 72,3 % en poids d'alcool, en vue du recyclage dans la zone de réaction, sans devoir recourir à un mode compliqué de récupération d'alcool tel qu'une distillation par extraction ou une distillation azéotropique. Une seule colonne de distillation de construction simple est utilisée pour récupérer la plus grande partie de l'excès d'alcool allylique dans une solution aqueuse utilisée dans la production du CAD. L'inconvénient manifeste des procédés continus, à savoir la dilution des matières premières par le produit, qui entraîne une réduction de concentration des substances réactionnelles, devrait réduire les vitesses de réaction et le rendement en produit. Ce n'est cependant pas le cas de la présente invention. Au contraire, on a trouvé que, en pratique, le rendement en produit par unité de volume du réacteur est sensiblement plus élevé dans le procédé continu que dans le procédé discontinu. Un autre avantage de l'invention consiste en le recyclage de alcool allylique sous une forme diluée. La réaction de formation du CAD favorise un excès molaire d'alcool qui est ultérieurement éliminé au cours du processus de purification. Ce courant d'alcool dilué provenant du processus de purification et l'effluent aqueux du processus réactionnel posent un problème d'élimination puisqu'il n'existe pas de procédé simple de récupération de l'alcool. Dans un procédé discontinu, le recyclage de l'alcool allylique récupéré, contenant une quantité appréciable d'eau (30 à 60 %), conduirait à l'hydrolyse du bischloroformiate et, en conséquence, à des teneurs élevées en impuretés dans le produit et à un faible rendement. Dans un procédé continu, puisque de l'eau est ajoutée en même temps que l'hydroxyde de métal alcalin, le simple recyclage total de ce courant eau-alcool devient possible. L'invention met en oeuvre une technique simple de récupération de l'alcool qui permet le recyclage du courant aqueux d'alcool.En raison de la récupération de l'alcool pour une nouvelle utilisation, le problème de l'élimination d'un produit chimique toxique dans l'environnement ne se pose plus. L'invention concerne par conséquent un procédé perfectionné pour la production continue de carbonate d'allyldiglycol, de formule générale dans laquelle a. R1 est un radical aliphatique divalent tel qu'éthy lène ou propylène b. R2 est un radical aliphatique insaturé tel qu'ally le ou méthallyle ; et c. n est un nombre entier allant de 1 à 3 ce procédé consistant I. à faire réagir en continu un bis-chloroformiate de formule générale avec un alcool de formule R2OH en présence d'un hydroxyde de métal alcalin dans au moins deux zones réactionnelles de brassage intense reliées en série, à une température d'environ - 50C à + 600C et à un pH supérieur à 7, la première zone réactionnelle étant maintenue dans la partie inférieure de cet intervalle de température tandis que la seconde zone réactionnelle et les zones réactionnelles subséquentes sont progressivement maintenues à une température légèrement plus haute que la première zone réactionnelle II. à recueillir, en continu, le carbonate d'allyldiglycol obtenu comme produit par des étapes consistant (i) à faire passer en continu le mélange réactionnel directement de la dernière zone réactionnelle dans une zone de séparation liquide-liquide ; (ii) à soumettre en continu le courant de produit sortant de la zone de séparation liquide-liquide à une épuration par circulation d'un gaz à contre-courant dans une zone maintenue à une température comprise entre 50 et 1500C et à une pression allant de 5 mm de mercure à la pression atmosphérique, avec soutirage du produit pur à la base de la zone d'apuration (iii) à décharger en continu le courant gazeux de la zone d'épuration, à le soumettre à une condensation et à distiller le condensat pour récupérer l'alcool allylique ; et (iv) à introduire, en continu, le bis-chloroformiate, la solution aqueuse d'hydroxyde de métal alcalin et une fraction de l'alcool allylique récupéré ou bien de l'alcool allylique piir dans la première zone réactionnelle pour remplacer celui qui est emmené par l'effluent de la réaction. Le produit obtenu au bas de la colonne d'épuration contient au moins 88 % de produit monomère. La solution aqueuse d'alcool allylique qui est recyclée dans la première zone réactionnelle est récupérée en soumettant continuellement le courant d'alcool dilué à l'action d'une unité de distillation maintenue à une température comprise entre 20 et 1000C et à une pression comprise entre 25 mm de mercure et la pression atmosphérique. Le courant recyclé provenant du sommet de la colonne de récupération de l'alcool contient entre 40 %enpoids dtalcoolet unpourcen- tage juste inférieur à la concentration azéotropique de l'alcool. On vient de découvrir que le carbonate d'allyl-diglycol peut être produit, en continu, à un rendement élevé par unité de volume du réacteur, d'une manière sûre et avec une grande pureté par un procédé efficace qui met en oeuvre au moins deux zones réactionnelles de brassage intensif et des unités de séparation physique telles qu'une centrifugeuse liquide-liquide et des colonnes d'épuration pour isoler le produit pur et permettre le recyclage de l'excès d'alcool allylique. Le CAD est produit en faisant réagir, en continu, un bis-chloroformiate, un hydroxyde de métal alcalin et un monoalcool insaturé pur ou sa solution aqueuse dans au moins deux zones réactionnelles de brassage intensifdans un intervalle de température de - 50 à + 600C et à un pH supérieur à 7. La figure unique du dessin annexé est le schéma d'une installation convenant à la mise en oeuvre dé l'invention. Les substances réactionnelles sont introduites en continu dans le premier réacteur 14, depuis des réservoirs de stockage 2,4 et 6, à des débits réglés par les dispositifs doseurs 8, 10 et 12. Le schéma montre que le courant 59 d'alcool recyclé est ajouté à l'alcool pur dans le réservoir de stockage 4. Cependant, il peut être stocké à part et ajouté séparément dans le réacteur. La concentration en soude caustique et la mise en route sont modifiés de façon à établir, dans la charge et dans le réacteur, les mêmes concentrations en eau que celles existant lorsqu'on n'utilise pas d'alcool recyclé. La plus grande partie (normalement eo à 95 t) de la conversion du bis-chloroformiate s'effectue dans le réacteur 14 ou la température de la réaction est maintenue, à + 10C près, à la valeur désirée 150C). Le mélange réactionnel provenant du réacteur 14 s'écoule ensuite, de manière continue, vers le second réacteur 16 dans lequel a lieu une faible partie de la réaction et dans lequel la température est comprise entre - 5 et + 150C, mais de préférence maintenue entre environ 50 et 15 0C, puisqu'un léger réchauffage a lieu par suite de l'agitation intense et du caractère exothermique de la réaction. Quoiqu'il soit suffisant d'utiliser deux réacteurs pour rendre la réaction prati- quement complète, le mode de réalisation représenté sur le dessin comporte la mise en oeuvre de trois réacteurs pour accroître la durée de contact ou pour amener la quantité de chlorures résiduels dans la phase organique en dessous d'un maximum prédéterminé.Par conséquent, le mélange réactionnel provenant du réacteur 16 s'écoule ensuite en continu vers le troisième réacteur 18 dans lequel la réaction se termine, à une température comprise entre + 5 et 300C et de préférence entre 10 et 200C. Chacun des réacteurs 14, 16 et 18 est muni de moyens efficaces d'agitation, respectivement désignés par 5, 9 et 11, pour assurer le mélange intime des substances réactionnelles, et de moyens de refroidissement 15, 17 et 19 pour éliminer la chaleur de réaction, la chaleur de dilution de l'hydroxyde de métal alcalin et la chaleur additionnelle due à l'agitation intense.Le dessin illustre un processus d'élimination de la chaleur par refroidissement au moyen de chemises ; on peut cependant utiliser-tout autre moyen convenable d'élimination de la chaleur, en mettant par exemple en oeuvre des serpentins de refroidissement1 des échangeurs de chaleur placés à l'extérieur des réacteurs, etc. Afin de répartir plus uniformément ce dégagement de chaleur, l'hydroxyde de métal alcalin peut être chargé dans deux ou plus de deux réacteurs, comme illustré sur le dessin ou le réservoir de stockage 7 alimente le réacteur 16 par l'intermédiaire du dispositif doseur 13. Le réacteur 16 est aussi équipé dtun pH-mètre 3 pour régler le pH du mélange réactionnel dans l'intervalle de 84 à 14 et de préférence à une valeur supérieure à 10.Un tel système assure la conversion complète du bis-chloroformiate en le carbonate désiré et joue un rle important, puisque le monoalcooi insaturé peut contenir de I'eau, en-améliorant ainsi considérablement la qualité du produit et le rendement. Ce système permet aussi une régulation excellente de la température, ce qui a pour conséquence l'obtention d'un produit de qualité constante et une amélioration de la sécurité. Le mélange réactionnel sortant du réacteur 18 peut contenir des sels sous forme de phase solide. Dans ce cas, on ajoute de l'eau pour dissoudre les sels dans le dispositif 20 de dissolution qui contient des organes 21 d'agitation. Si, au contraire, l'hydroxyde de métal alcalin initial est dilué, il n'est pas nécessaire d'ajouter de l'eau ; la masse réactionnelle peut être envoyée directement dans l'unité 22 de séparation liquideliquide. La commutation des écoulements est commandée par la vanne à deux voies 12, par laquelle, le mélange réactionnel sortant du réacteur 18 est envoyé soit dans le dispositif 20 de dissolution soit directement dans l'unité 22 de séparation liquide-liquide.Le mélange réactionnel venant du réacteur 18 est ensuite chargé en continu dans l'unité 22 de séparation, qui est par exemple une centrifugeuse liquide-liquide ou un dispositif de sédimentation,dans lequel le produit est séparé en un courant 40 de phase organique ; le courant aqueux 41 est transféré dans le récipient 44 en vue de la récupération. La phase organique 40 est ensuite traitée, à contre-courant, par de la vapeur d'eau ou par un gaz ou une vapeur inerte (par exemple de l'azote), sous pression réduite, dans une colonne 24 de lavage par entraînement-. La colonne 24 est une colonne classique contenant des plateaux ou un garnissage dans laquelle l'agent d'entraînement 25 s'écoule à contre-courant par rapport au courant 40 de produit brut.Les constituants volatils de la phase organique 40, qui comprennent l'alcool réactionnel en excès et les sous-produits de la réaction, sont extraits et emmenés par le gaz ou la vapeur d'entraînement, par la canalisation 34, dans un condenseur 26 approprié. Lorsqu'on utilise de la vapeur d'eau comme gaz d'entraînement, celle-ci est aussi condensée dans le condenseur 26. La pression dans la colonne est maintenue à la faible valeur désirée au moyen d'une pompe à vide 49 ou par d'autres moyens convenables tels que des éjecteurs de vapeur. Le condensat de tête issu du condenseur 26 est envoyé dans une unité 45 de séparation liquide-liquide ou la phase organique est séparée de la phase aqueuse. La phase organique contient principalement du carbonate de diallyle (CDA) formé pendant la réaction de préparation du CAD, ainsi que de 11 alcool allylique. L'utilisation de vapeur d'eau pendant le lavage donne une phase aqueuse 46 contenant de l'alcool allylique, laquelle est transférée dans le récipient 44 de stockage pour la récupération de l'alcool. Le produit recherché est soutiré à l'état pur par la canalisation 30 et est envoyé dans un dispositif de stockage qui peut être refroidi. L'intervalle de température de fonctionnement de la colonne de lavage par entraînement va normalement de 50 à 1500C. La pression absolue de fonctionnement de cette colonne est maintenue entre 5 mm de Hg et la pression atmosphérique, de préférence entre 20 et 150 mm de Hg. Le courant organique 47 issu de l'unité 45 de séparation est envoyé dans l'unité 48 de récupération en vue de la récupération de l'alcool allylique et du sous-produit de réaction qu'est le carbonate de diallyle. La solution d'alcool allylique et d'eau provenant du récipient 44 de stockage est traitée dans la colonne 52 en vue de récupérer 11 alcool allylique. Le courant alcoolique aqueux est chauffé jusqu'à la température désirée au moyen de l'échangeur de chaleur 51 et amené à la colonne de distillation 52 qui est une colonne classique contenant des plateaux ou un garnissage. La plus grande partie de l'alcool allylique est récupérée sous la forme d'une solution aqueuse à la partie supérieure de la colonne de distillation 52 à une concentration comprise entre 40 % et une valeur légèrement inférieure à la concentration azéotropique. Le mélange à point d'ébullition constant contient 72,3 % en poids d'alcool allylique, à la pression atmosphérique. Le courant riche en alcool sort au sommet de la colonne et est condensé dans l'échangeur de chaleur 54, puis recueilli dans le récipient de stockage 56. Une partie du courant d'alcool aqueux est recyclée dans la colonne par la canalisation 58, tandis que le reste du liquide provenant du récipient 56 est recyclé en formant le courant 59 qui retourne dans le réservoir de stockage 4, en vue de sa réutilisation dans le processus de fabrication. Le schéma de principe de l'invention montre que le courant de recyclage est ajouté au courant d'alcool pur, ce qui n'est cependant pas indispensable.Tout réservoir individuel de stockage contenant le courant d'alcool aqueux peut être utilisé, conjointement avec un dispositif de mesure, pour ajuster de manière plus précise la quantité d'alcool à ajouter au réacteur 14 puisque, au départ du procédé, la concentration en alcool varie tant que les conditions d'équilibre, en d'autres termes le fonctionnement en régime, ne sont pas atteintes. Un rebouilleur 60 est placé à la base de la colonne de récupération de l'alcool pour fournir de la chaleur en supplément de façon à engendrer un courant de vapeur: dans la section de lavage par entraînement de la colonne. Un courant 64 est continuellement soutiré et jeté. D'une manière caractéristique, ce courant peut contenir 0,5 à 0,005 % en poids d'alcool, en fonction du nombre d'étages théoriques contenus dans la colonne de distillation. Le bis-chloroformiate utilisé dans le procédé selon l'invention doit présenter un degré de pureté d'au moins 98,0 %, de préférence d'au moins 99 %. On peut cependant mettre en oeuvre des chloroformiates de moins grande pureté lorsque la production de CAD de moins bonne qualité est acceptable. On préfère utiliser des solutions d'hydroxyde de potassium ou d'autre métal alcalin qui titre environ 10 à 50 %, et mieux encore 30 à 50 %, en poids d'hydroxyde. L'alcool allylique doit présenter un degré de pureté de 97 % et de préférence de 99 % à l'état non dilué. D'une manière générale, les substances réactionnelles sont mélangées à raison de 24 moles d'hydroxyde de métal alcalin pour 25 moles d'alcool et 10 moles de bis-chloroformiate.Les rapports molaires correspondant aux conditions opératoires optimales peuvent varier quelque peu en fonction du carbonate d'allyl-diglycol particulier dont on fait la synthèse. Le milieu d'entraînement peut être la vapeur d'eau, l'azote ou un autre gaz inerte, mais il est préférable d'utiliser de la vapeur d'eau, étant donné que ce milieu offre une efficacité élevée avec une pompe à vide de faible puissance et ce, à faible cout. L'installation peut mettre en oeuvre des centrifugeuses usuelles du type à panier, à bol ou à disque. La centrifugeuse utilisée dans les exemples ci-après est une centrifugeuse liquideliquide du type à disque séparateur de boue. Pour conduire la réaction de préparation du CAD d'une manière efficace et assurer une conversion complète du chloro formiate, il est nécessaire de mettre les phases aqueuse et organique en contact intime par agitation intense du mélange réactionnel dans les zones de réaction. Cette agitation intense entraîne une modification de la masse réactionnelle. Un avantage supplémentaire de ce brassage intense consiste en ce que la vitesse de transfert de chaleur du système aqueux et organique à l'agent de refroidissement du serpentin et de la chemise est favorisée.Par conséquent, l'invention permet une dissipation efficace de la chaleur de réaction avec pour conséquence une meilleure limitation de température et une plus grande sécurité de fonctionnement. Les types d'agitateurs pouvant être utilisés pour réaliser l'agitation intense consistent en une turbine àpalespla- nes, une turbine àpalesen hélice ou une hélice du type utilisé dans la marine. La capacité du réacteur et les dimensions de l'agitateur déterminent la vitesse d'agitation. Par exemple, dans un réacteur de 37,8 1 de configuration classique, où le rapport de la hauteur de liquide au diamètre du réacteur est égale à 2 : 1, si le diamètre de l'agitateur est de l'ordre de 10 à 12,5 cm, une vitesse de rotation de 1 000 à 1 400 tours/minute donne une agitation suffisante. L'agitation dans les conditions usuelles nécessite une puissance pouvant aller jusqu'à 0,98 KW pour 1 000 litres.Dans le cas de l'invention, on a trouvé qu'en utilisant un réacteur de configuration classique, la vitesse de l'extrémité de l'agitateur doit être d'au moins 305 mètres/minute et qu'une puissance comprise entre environ9,85 et 39,4 kWpour 1 OOOlitres s'impose pour assurer le brassage intense nécessaire à un taux élevé de conversion et à une réaction rapide. La disposition des réacteurs et du système d'admission de la charge permet le réglage individuel des débits de charge des matières premières dans le réacteur. De plus, dans les réacteurs, les produits de la réaction eux-mêmes servent de source froide vis-à-vis de la chaleur produite par la réaction. En raison du déploiement efficace des surfaces d'échange thermique dans l'installation, la chaleur produite dans celle-ci est immédiatement absorbée. Une telle disposition améliore fortement la capacité de production (quantité passée par unité de volume du réacteur) du système de réacteurs par rapport à ceux de l'art antérieur.Par un choix judicieux des concentrations des substances réactionnelles dans la première zone de réaction, on peut favoriser la conversion du chloroformiate en CAD tout en minimisant lthydrolyse dudit chloroformiate, ce qui conduit à un rendement élevé en produit par rapport au chloroformiate consommé ; il en résulte que le procédé de l'invention présente un grand intérêt sur le plan industriel. Les exemples ci-après sont donnés, à titre non limitatif, pour illustrer la présente invention. Les débits sont exprimés en parties en poids par heure (pph), sauf indication contraire. Exemple 1. On introduit, en continu, dans le réacteur 14, du bischloroformiate de diéthylène-glycol, de l'alcool allylique et de la soude caustique aqueuse à 40 %, à des débits respectifs de 136,7 g/min (18,1 pph), 85,8 g/min(ll,3 pph) et 88,6g/min (11,7 pph). On introduit simultanément, dans le réacteur 16, de la soude caustique aqueuse à 30 % à un débit de 71,2 g/min (9,4 pph). Les températures des réacteurs sont maintenues dans l'intervalle de 0 - 50C et elles ne s'écartent qu'occasionnellement de cet intervalle-;.le courant organique 40 issu du séparateur s'écoule à un débit de 166,9 g/min(22,1 pph) et contient 129,6 g/min (17,1 pph) de CAD monomère, ce qui correspond à un rendement de 79,8 % par rapport au bis-chloroformiate. Les teneurs en chlorure du produit final sont de 11 à 14 parties par million. On obtient, après lavage par entraînement, un produit de bonne qualité, même en ce qui concerne la teneur en monomère. Exemple 2. A des fins de comparaison, on conduit une opération en discontinu conformément à l'art antérieur. Pour cette réaction en discontinu, on mélange, dans le réacteur, 18,3 kg de bis-chloroformiate et 11,5 kg d'alcool allylique. On introduit ensuite dans le réacteur 19 kg de NaOH à 40 %, tout en maintenant la température dans l'intervalle 0 - 59C. La masse réactionnelle est agitée pendant encore 15 minutes pour l'achèvement de la réaction Après agitation, on ajoute de l'eau pour dissoudre les sels et on sépare la phase organique de la phase aqueuse après sédimentation ; on titre cette phase organique. Le rendement est de 79,8 % par rapport au bis-chloroformiate. La durée totale de réaction est d'environ 170 minutes. On a déterminé que chaque litre de capacité du réacteur donne 0,10 kg de CAD monomère par heure.Le processus est conduit dans un réacteur ayant un volume efficace de 60,5 1 (voir tableau ). Exemple 3. Cet exemple est donné pour illustrer la possibilité de recyclage d'une solution aqueuse d'alcool allylique dans les zones réactionnelles, dans le cas d'un procédé continu. On introduit, en continu, dans le réacteur 14, du bischloroformiate de diéthylène-glycol, de l'alcool allylique à 82,9 % dans l'eau et de la soude caustique aqueuse à 50 %, en des débits convenablement dosés et respectivement égaux à 135,4 g/min (17,9 pph), 102,19/min (13,5 pph) et 70,6 g/rnin(9,3 pph). On introduit simultanément, dans le réacteur 16,de la soude caustique aqueuse à 30 % à un débit égale à 70,0 g/min (0,3 pph). On maintient les températures à 0 - 50C dans les réacteurs. Les rapports molaires totaux des substances admises à chaque réacteur sont approximativement les mêmes que dans l'exemple 1, à des fins de comparaison. La concentration en soude caustique à l'entrée du réacteur 14 est réglée à 50 % pour compenser l'effet de dilution dû à l'eau introduite avec l'alcool.Le produit organique (courant 40) issu du séparateur s'écoule à un débit de 162,5 g/min (21,5 pph) et contient 130,9 g/min- (17,3 ppn) de CAD, ce qui correspond à un rendement de 80,6 % par rapport au bis-chloroformiate. Le produit est rectifié à des teneurs acceptables en chlorure et en CAD monomère. TABLEAU Débits d'écoulement Température Concentration Rendement Débit de production par (pph) des réacteurs en hydroxyde (%) unité de volume des alcalin réacteurs (kg/l.h) Bis CF AA ( C) R14 R16 R14 R16 R18 R14 R16 Ex.1 18,1 11,3 11,7 11,7 9,4 o-5 o-5 o-5 40% 30% 79,8 Ex.2 40,2* 25,3* 41,8* - 0-5 - - 40% Ex.3 17,9 13,5** 9,3 9,3 0-5 0-5 0-5 50% 30% Bis CF : bis - chloroformiate AA : alcool allylique * Quantité ajoutée à chaque chargement ** Utilisation d'alcool allylique à 82,9 % en poids I1 va de soi que la présente invention n'a été décrite qu(à titre purement explicatif et nullement limitatif et que toutes modifications utiles pourront y être apportées sans sortir de son cadre tel que défini par les revendications ci-après. REVENDICATIONS 1. Procédé perfectionné de production continue de carbonate d'allyl-diglycol, de formule générale dans laquelle : a. R1 est un radical aliphatique divalent tel que le radical éthylène ou propylène ; b. R2 est un radical aliphatique insaturé tel que le groupe allyle ou le groupe méthallyle ; et c. n est un nombre entier allant de 1 à 3 ; caractérisé en ce qu'il consiste I. à faire réagir en continu un bis-chloroformiate de formule générale avec un alcool de formule R2OH en présence d'une solution aqueuse dthydroxyde de métal alcalin dans au moins deux zones réactionnelles de brassage intense reliées en série, à une température d'environ - 50C à + 600C et à un pH supérieur à 7, la première zone réactionnelle étant maintenue à une température se situant dans la partie inférieure de cet intervalle1 tandis que la seconde zone réactionnelle et les zones réactionnelles subséquentes sont progressivement maintenues à des températures se situant dans la partie supérieure dudit intervalle II. à recueillir en continu le carbonate d'allyldiglycol obtenu comme produit par des étapes consistant (i) à faire passer en continu le mélange réactionnel directement de la dernière zone réactionnelle dans une zone de séparation liquide-liquide ;; (ii) à soumettre en continu le courant de produit sortant de la zone de séparation liquide-liquide à une épuration par circulation d'un gaz à contre-courant dans une zone maintenue à une température comprise entre 50 et 1500C et à une pression comprise entre 5 mm de mercure et la pression atmos phérique, avec soutirage du produit à la base de la zone d'épuration ; (iii) à décharger en continu le courant gazeux de la zone d'épuration, à le soumettre à une condensation et à distiller le condensat pour récupérer l'alcool allylique ; et (iv) à introduire en continu le bis-chloroformiate, la solution aqueuse d'hydroxyde de métal alcalin et une fraction de l'alcool allylique récupéré ou bien de l'alcool allylique pur dans la première zone réactionnelle pour remplacer celui qui est emmené par l'effluent de la réaction. 2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la quantité passée par unité de volume des zones réactionnelles est de 30 à 80 parties en poids par heure. 3. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le radical R2 est le radical méthallyle. 4. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le radical R1 est 1 'éthylène. 5. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le radical R1 est le propylène. 6. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que dans les zones réactionnelles, le rapport hauteur de liquide/ diamètre desdites zones est égal à 2 : 1 et en ce qu'un brassage intense est obtenu au moyen d'un agitateur ayant une vitesse en bout d'au moins 305 mètres/minute, la puissance fournie à cet agitateur étant comprise entre environ 9,85 et 39,4 kW pour 1 000 litres de capacité.