Procédé pour l'absorption isothermique de l'oxyde d'éthylène à l'aide d'absorbeurs à film. Dans la production d'éthylène à l'aide du procédé d'oxydation classique, on sait comment obtenir à une tempé- rature d'environ 107'C et à une pression absolue d'environ 19,6 atmosphères, un gaz ayant une composition caractéris- tique suivante C2H4 38,26 vol. % 2 3,59 ETO 1,47 Co2 41,44 C2 6 0,61 N2 4,70 Ar 8,56 H20 1,37 ,00 vol. % Dans les procédés d' absorption connus, ce gaz contenant 1,47 % en volume d'oxyde d'éthylène est envoyé à un absorbeur adiabatique alimenté avec de l'eau par le haut duquel s'échappe un gaz exempt d'oxyde d'éthylène et contenant 39,36 % en volume de C2H4 et 42,46 % en volume de CO2, dont une partie est évacuée du système pour empêcher l'accumulation de gaz inertesdans'le réacteur de production d'oxyde d'éthylène et dont une partie est décarbonatée avant d'être recyclée dans le réacteur précité, conjointement avec le reste du gaz. A la base de l'absorbeur, on obtient unesolution se trouvant à 620C et Contenant 1,92 % en poids d'oxyde d'éthylène en même temps qu'une certaine quantité de C 2H4 etde Co2. Cette solution est détendue jusqu'à une pression absolue de 5 atmosphères puis préchauffée jusqu'à 990C et envoyée à un rectifieur fonctionnant à une pression voisine de la pres- sion atmosphérique et dans lequel l'oxyde d'éthylène, l'éthylène et le gaz carbonique sont éliminés de l'eau par utilisation d'un courant de vapeur d'eau extérieure. Le gaz quittant le rectifieur à 980C est refroidi jusqu'à 300C et introduit dans un second absorbeur adiabatique alimenté avec de l'eau et dans lequel l'oxyde d'éthylène est réabsorbé pour donner une solution contenant environ 10 % en poids d'oxyde d'éthylène que l'on envoie à l'installation de production de glycol. Pour mettre en évidence les différences entre le procédé connu et le procédé selon la présente invention, on va donner ci-après une description des deux procédés en se référant à la figure 1 qui représente le schéma synoptique du procédé connu et à la figure 2 qui représente le schéma synop- tique du procédé selon la présente invention. Les conditions de fonctionnement (pression, température initiale du gaz et composition de ce gaz) sont données à titre d'exemple uniquement. En fait, la température du gaz envoyé à l'absorbeur à film dans le procédé selon la présente invention, peut varier de 5 à 600C et la pression peut varier de 1 à 30,atmosphères (pression absolue). La teneur en oxyde d'éthylène du gaz envoyé à l'ab- sorbeur à film peut atteindre 90% en volume. En se référant au schéma synoptique de la figure 1, on voit que le gaz 1 arrivant du réacteur de-production d'oxyde déthylène à une pression absolue de 19,6 atmosphères et partiellement refroidi jusqu'à 107'C est envoyé conjointement avec le gaz recyclé 31 à travers le conduit 2 jusqu'à l'absor- beur adiabatique 3 qui est alimenté par le haut au moyen de la pompe 52 avec de l'eau à 30'C arrivant du fond du rectifieur 36 par l'intermédiaire de conduits 51,53,54 et 56, de l'échan- geur de chaleur 34 et du dispositif de refroidissement 55. Le gaz quittant le haut de l'absorbeur 3 par l'inter- médiaire du conduit 4 est renvoyé partiellement dans le réacteur de production d'oxyde d'éthylène par l'intermédiaire des conduits 6,8 après avoir été mélangé avec le gaz décarbonaté s'écoulant de la colonne il à travers le conduit 7, partielle- ment évacué du système par l'intermédiaire du conduit 9, et partiellement envoyé par l'intermédiaire du conduit 10 à la colonne de décarbonatation 11 qui fonctionne à une pression absolue de 19,4 atmosphères et qui est alimenttpar le haut à l'aide des conduits 18,20 avec une solution de carbonate de potassium pompée par la pompe 19 à partir de la colonne de dégazage 16 qui fonctionne à la pression atmosphérique, et à la base de laquelle de l'air est introduit par l'inter- médiaire des conduits 21,23 au moyendela soufflante 22 conjoin- tement avec de l'eau d'appoint et la solution initiale de carbonate de potassium par l'intermédiaire du conduit 24. Le carbonate de potassium réagit avec le C02 présent dans la colonne 11 de manière à former le Bicarbonate. La solution debi- carbonate quittant la base de la colonne 11 est envoyée par l'intermédiaire du conduit 12 à l'échangeur de chaleur 13 dans lequel elle est chauffée à l'aide de vapeur d'eau extérieure puis est envoyée à travers la vanne de détente 14 et le conduit à la colonne de gégazage 16 o le C02 absorbé dans la colonne 11 se dégage du bicarbonate pour le transformer en carbonate. Le C02 est évacué du haut de la colonne 16 par le conduit 17. La solution d'oxyde d'éthylène obtenue à la base de l'absorbeur 3 se détend à travers la vanne 26 et le conduit 27 en pénétrant dans le réservoir 28. La vapeur produite en 28 est envoyée par l'intermédiaire du conduit 29 au compresseur 30 et est renvoyée à l'absorbeur 3 par l'intermédiaire des conduits 31,2. La solution d'oxyde d'éthylène passe de la base du réservoir 28 à travers la vanne 32, les conduits 33,35 et le préchauffeur 34 au rectifieur 36 qui fonctionne à une pression absolue de 1,4 atmosphère et dans lequel l'oxyde d'éthylène et les gaz inertes sont rectifiés grâce à l'utilisation de vapeur d'eau introduite directement dans la partie inférieure par l'intermédiaire du conduit 37. La vapeur de tête provenant du rectifieur 36 est refroidie dans l'appareil de refroidissement 39, puis envoyée par l'intermédiaire des conduits 38,40 à un second absorbeur adiabatique 41 alimenté par le haut avec de l'eau à 30C par l'intermédiaire des conduits 46,48,50 et de l'appareil de refroidissement 49 au moyen de la pompe 47. Les produits inertes sont évacués du haut de l'absor- beur 41 par l'intermédiaire du conduit 42. Une solution aqueuse d'oxyde d'éthylène à 10% en poids est recueillie à la base de l'absorbeur 41 et est envoyée par l'intermédiaire des conduits 43,45 par la pompe 44 à l'instal- lation de production de glycol. On va se référer maintenant au schéma synoptique de la figure 2 pour décrire le procédé selon l'invention. Le gaz 1 provenant du réacteur de production d'oxyde d'éthylène sous une pression absolue de 19,6 atmosphères et refroidi partiel- lement jusqu'à 107 C est encore refroidi jusqu'à 35 C dans un appareil 2 de refroidissement par eau, puis est envoyé par l'intermédiaire du conduit 13 dans le séparateur 14 de condensat. Le gaz provenant du séparateur 14 à 35 C s'écoule par l'intermédiaire du conduit 16 jusqu'à l'absorbeur isothermique 17 à film qui est alimenté par le haut avec de l'eau à 30 C par l'intermédiaire des conduits 120,122, 123,124 et de l'échangeur de chaleur 19 au moyen de la pompe 121. Une petite proportion de l'eau à 30 C est également envoyée par l'intermédiaire du conduit de tête 125 à un second absorbeur isothermique!l7 à film. La chaleur est évacuée dans les deux absorbeurs 17 et 117 par de l'eau qui est refroidie jusqu'à environ 5 C dans un dispositif de réfrigération 153 à selsde lithium et que l'on fait circuler à travers la chemise des deux absorbeurs à l'aide des conduits 155,156,157 en utilisant la pompe 154. La solution d'oxyde d'éthylène à 6, 5% en poids provenant de la partie inférieure de l'absorbeur 17 à film s'écoule par l'intermédiaire des conduits 18,110, du préchauffeur 19 et de la vannelll jusqu'au réservoir de détente412 dans lequel règne une pression absolue de 1,5 atmosphère et à la base duquel on recueille une solution d'oxyde d'éthylène à 6,4% en poids environ exemptede produit5 inerteset que l'on envoie à l'installation de production de glycol par l'intermédiaire des conduits 114,116 au moyen de la pompe 115. La vapeur produite dans le réservoir 112 contient une petite quantité d'oxyde d'éthylène qui doit toutefois être récupérée et on effectue cette opération en envoyant cette vapeur par l'intermédiaire du conduit 113 dans le second absorbeur isothermique 117 à film qui est aussi alimenté par le haut avec de l'eau à 30 C. Le condensat obtenu en 14 est envoyé à l'absorbeur 117 à une pression absolue de 1,5 atmosphère parl'intermédiaire du conduit 15 et de la vanneII8. Une solution d'oxyde d'é- thylène à 200C est obtenue à la base du second absorbeur 117 à film et est renvoyée au réservoir 112 par l'intermédiaire du conduit 119. S Le gaz quittant la partie supérieure de l'absorbeur 17 à film par l'intermédiaire du conduit 129 est partiellement évacué du système parl'intermédiaire du conduit 130, partiel- lement renvoyé au réacteur de production d'oxyde d'éthylène par l'intermédiaire des conduits 131,138 et 139 après avoir été mélangé en 137 avec le gaz décarbonaté provenant de la colonne 135 par l'intermédiaire du conduit 136, et partiel- lement envoyé par l'intermédiaire des conduits 132,134 à la colonne de décarbonatation 135 qui fonctionne à une pression absolue de 10,4 atmosphères et est alimenté par le haut à l'aide des conduits 146,148 avec une solution de carbonate de potassium pompée par la pompe 147 à partir de la colonne de dégazage 144 qui fonctionne à la pression atmosphérique et à la base de laquelle de l'air est introduit par l'inter- médiaire des conduits 149,151 au moyen de la soufflante 150. De l'eau d'appoint est également envoyée dans la partie inférieure de la colonne 144 par l'intermédiaire du conduit 152. Le C02 est évacué de la colonne 144 par le haut à l'aide du conduit 145. La solution riche en C02 quittant la base de la colonne 135 par l'intermédiaire du conduit 140 est envoyée à l'échangeur de chaleur 141 dans lequel elle est chauffée par de la vapeurd'eau extérieure puis est ensuite envoyée par l'intermédiaire du conduit 142 de la vanne de détente 143 à la colonne de dégazage 144. La vapeur de tête provenant de l'ab- sorbeur 117 à film et contenant une petite quantité d'éthylène qui doit être récupérée est envoyée par l'intermédiaire des conduits 126,128,134 à la colonne de décarbonatation 135 par le compresseur 127 après avoir été mélangée en 133 avec la vapeur d'eau 132 provenant du haut de l'absorbeur 17 à film. Pour démontrer les avantages du procédé selon la présente invention par rapport au procédé connu, on a effectué un essai en envoyant la même quantité de gaz de la même composition à une installation de type connu (figure 1) et à une installation de type nouveau (figure 2). On a obtenu les résultats suivants: Procédé connu schéma synoptique de la figure 1) Débit du gaz alimentant l'absorbeur Teneur en oyde d' éthylène Pression (absolue) 175566 Nm3/h 1,47 vol. % 19,6 atm. Procédé utili- sant des absor- beurs à film (schéma synoptique de la figure 2) 175566 Nm /h 1,47 vol. % 19,6 atm. Température Oxyde d'éthylène obtenu Consommation de vapeur d'eau saturée à 2 atm. (pression absolue) Consommation d'électricité Consommation d'eau de refroidissement 5072 kg/h 15073 kg/h 470,7 Kwh/h 1500 m3/h 5072 kg/h 8533 kg/h 312,6 Kwh/h 836 m /h Les économies en vapeur d'eau et en électricité obtenues à l'aide du procédé selon la présente invention par rapport au procédé connu sont les suivantes: 100.(15073-8533)/15073 = 43,4 % pour la vapeur d'eau 100.(470,7-312,6)/470,7 = 33,6% pour l'électricité. Il est bien entendu que la description qui précède n'a été donnée qu'à titre purement illustratif et non limitatif et que des variantes ou des modifications peuvent Ad être apportées dans le cadre de la présente invention. 1070C 107 C REVENDICATIONS 1. Procédé pour l'absorption isothermique de l'oxyde d'éthylène contenu dans le gaz provenant d'une installation de production d'oxyde d'éthylène, caractérisé par le fait que l'on refroidit tout d'abord le gaz jusqu'à une tempé- rature comprise entre 5 et 600C, puis on l'envoie, sous une pression absolue qui peut varier de 1 à 30 atmosphères,à un absorbeur isothermique à film alimenté par de l'eau, à la base duquel on obtient une solution d'oxyde d'éthylène à forte concentration qui peut être envoyée directement à l'ins- tallation de production de glycol après récupération de l'éthylène encore en solution. 2. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé par le fait que le gaz provenant de l'installation de produc- tion d'oxyde d'éthylène contient jusqu'à 90% en volume d'oxyde d'éthylène.