PROCESS FOR WIDENING THE MOLECULAR DISTRIBUTION OF POLYETHYLENE BY USING TWO REACTORS OPERATING AT VERY DIFFERENT PRESSURES AND TEMPERATURES AND IN THE ABSENCE OF HYDROGEN, AND APPARATUS FOR CARRYING IT OUT

Abstract: 1. A manufacturing process for ethylene polymers with a melt index between 0.1 and 2 and a polydispersity index exceeding 10, by polymerizing ethylene in the presence of a catalytic system comprising at least one halogenated compound of a transition metal and at least one activator selected from the hydrides and the organo-metallic compounds of the metals of groups I through III of the periodic table, in a set of two reactors operating under different temperature and pressure conditions, characterized in that the first reactor operates at a pressure between 800 and 2,000 bars and at a temperature between 160 degrees C and 260 degrees C and the second reactor operates at a pressure between 300 and 600 bars and at a temperature between 240 degrees C and 340 degrees C, the ethylene polymerization taking place in each of said reactors in the total absence of hydrogen and the flow of ethylene feeding the second reactor representing from 17 to 69% of the total ethylene flow.

Description: La présente invention concerne la polymérisation de l'éthy- lène sous haute pression et à température élevée et plus particulièrement un procédé pour l'élargissement de la répartition moléculaire du polyétnylène par emploi de deux réacteurs fonctionnant à des pressions et températures très différentes et en absence d'hydrogène. Elle concerne également un appareil pour la mise en oeuvre dudit procédé. I1 est connu de polymériser 1 'éthylène à pression et température élevées grâce à un système catalytique de type Ziegler ccmprenant d'une part au moins un composé halogéné de métal de transition et d'autre part au moins un activateur choisi parmi les hydrures et les composés organanétalliques des métaux des groupes I à III de la Classification Périodique. Toutefois la fabrication, selon ce procédé, de polyéthylène haute densité ou de copolymères d'éthylène ayant un indice de fluidité (mesuré selon la norme ASTM D 1238-73) canpris entre 0,1 et 2 environ et un indice de polydispersité (rapport Mw/Mn de la masse moléculaire moyenne en poids à la masse moléculaire moyenne en nombre) supérieure à 10 est particulièrement délicate. Notamment le choix du système catalytique, le choix des conditions de température et de pression et l'emploi d'un réacteur comportant plusieurs zones fonctionnant dans des conditions différentes ne suffisent pas à modifier 1' indice de polydispersité dans le sens désiré. Une solution au problème précité a été décrite dans le brevet français nO 2.346.374, consistant à liquéfier partiellanent à une température de -50 C à +2O0C la phase gazeuse provenant d'un premier séparateur sous pression de 80 à 250 bars, à détendre sous une pression de 10 à 60 bars puis à séparer ce flux dans un second séparateur, la phase liquide étant recomprimée et envoyée vers une première zone du réacteur tandis que la phase gazeuse est recomprimée et envoyée vers une seconde zone du réacteur. Cette solution, qui est techniquement satisfaisante puisqu'elle permet d'atteindre un indice de psipawspersi- té de 15 environ, présente un inconvénient économique car elle est conteuse en énergie. L'objet de la présente invention est donc de proposer un procédé de fabrication de polymères d'éthylène ayant un indice de fluidité (selon ASTM D 1238-73) compris entre 0,1 t 2 environ, wn indice de polydispersité supérieur à iO environ et comportant sufrisamr- ment de très hautes masses moléculaires, toutes propriétés ou sont nécessaires pour la transformation desdits polymères par extrusion-souf- flage, ledit procédé ayant un coût énergétique plus faible que les procédés connus. Cet objet est réalisé conformément à la présente invention, consistant en un procédé utilisant un premier réacteur fonctionnant sous pression de 800 à 2000 bars et à température de 1600 à 2600C et un second réacteur fonctionnant sous pression de 300 à 600 bars et à température de 240 à 340 C, la polymérisation de l'éthylène se déroulant dans chacun desdits réacteurs en l'absence totale d'hydrogène et le flux d'éthylène alimentant le second réacteur représentant de 17 à 69 % du flux total d'alimentation en éthylène. Le procédé selon 1' invention peut être mis en oeuvre en polymérisant l'éthylène en présence de 1 à 50 % en poids d'un hydrocarbure inerte tel que propane ou butane, par exemple. Dans ce cas il sera avantageux que la concentration d'hydrocarbure inerte dans le premier réacteur soit très supérieure à la concentration d'hydrocarbure inerte dans le second réacteur. Le procédé de l'invention est mis en oeuvre de manière continue et peut être effectue en utilisant des réacteurs soit autoclaves soit tubulaires ou bien en utilisant un réacteur de chaque type. Lesdits réacteurs pourront comporter chacun une ou plusieurs zones réactionelles. L'invention est également applicable à la copolymérisation de 1' éthylène avec des &alpha;-oléfines telles que propylène et butène-l par exemple, ainsi qu' la terpolymérisation de 1' éthylène avec une a-oléfine, telle que le propylène, et avec une dioléfine non conjuguée. Le procédé selon 1' invention est mis en oeuvre grâce à un système catalytique de type Ziegler ccoprenant d'une part au moins un composé halogéné de métal de transition et d'autre part au moins un activateur choisi parmi les hydrures et les compc-sés organommétalliques des métaux des groupes I à III de la Classification Périodique. Parmi es composés halogénés de métal de transition utilisables, bien qu'ils Rz ent très nombreux, on peut citer les complexes n-allylique ou benzy iqu du e, du zirconium et du titane, les trichlorures de vana dlum et ae titane (ce dernier éventuellement syncristallisé avec le chlorure d'aluminium sous la forme TiC13 3 AlCl3) éventuellement fixés sur un support comprenant par exemple un halogénure, un monohalogénure cl un hydrohalogénure de magnésium. Tous ces composés peuvent être utilisés en présence d'agents complexants tels que alcools lourds, alcoolates métalliques, silicates d'alkyle, aryl ou alkylsiloxanes, éthers ou amines. Parmi les activateurs utilisables on peut citer notamment les trialkylaluminiums, les halogénodialkylaluminiums et les alkylsiloxalanes. Ces catalyseurs sont de préférence employés sous forme de solutions dans un diluant inerte ou bien sous forme de dispersion. Bien évidemment le système catalytique sera choisi par lthomme de l'art en fonction de la température du réacteur dans lequel on veut l'utiliser, c'est-à-dire qu'un système catalytique donné sera utilisé dans les conditions de température pour lesquelles sa stabilité thermique et sa réactivité vis-à-vis de 1' éthylène sont connues. De même le temps de séjour du système catalytique sera choisi par l'home de 1 art en fonction de la température du réacteur dans lequel on l'utilise et sera généralement compris entre 5 et 80 secondes environ ce temps sera d'autant plus court que la température d'utilisation du catalyseur sera plus élevée. Le procédé selon 1' invention comporte essentiellement deux modes principaux de réalisation : selon le premier mode, les deux réacteurs sont agencés en série tandis que selon le second mode, les deux réacteurs sont agencés en parallèle. Le premier mode de réalisation de 1' invention est donc caractérisé en ce que l'entrée du second réacteur est reliée, par l'intermédiaire d'une vanne de détente dans laquelle la pression du mélange réactionnel est abaissée d'une valeur supérieure à 800 bars à une valeur inférieure à 600 bars, à la sortie du premier réacteur. Ce mode de réalisation permet effectivement d'atteindre l'objet de l'invention mais le passage du polymère produit dans le premier réacteur vers le réacteur fonctionnant sous pression plus basse constitue une certaine difficulté de fonctionnement du procédé par le fait qu'il peut perturber 1 agitation dans ce second réacteur. On préfèrera donc le second mode de r6ilisation caractérisé en ce que les deux réacteurs sont disposés en parallele entre d'une part 1 'hypercompresseur assurant leur alùrenration en éthylène et d'autre part le séparateur dans lequel le mélange des polymères produits dans les telle réacteurs est séparé de l'é'iiviine rYayant pas réagi, lequel est recyclé vers ledit hypercempresseur. Selon cette variante du procédé, les effluents sJrtai de chaque réacteur sont détendus, par le moyen d'une vanne, jusqu'à une pression égale, aux pertes de charge près, à la pression du séparateur. Cette pression sera avantageusement choisie entre 200 et 500 bars et, de préférence, inférieure de moins de 100 bars à la pression du second réacteur Lorsque la pression du séparateur sera choisie suffisamment proche de la pression du second réacteur (par exemple inférieure de 50 bars environ à celle-ci), on pourra même supprimer la vanne de détente placée à la sortie du second réacteur. Afin d' éviter des perturbations de l'agitation dans le second réacteur, on trouvera avantageux de choisir une disposition des réacteurs capable d'assurer un mélange efficace des polymères fabriqués dans les deux réacteurs. Une disposition convenable consiste, par exemple, à envoyer le polymère fabriqué dans le premier réacteur et détendu à la pression du second réacteur par passage à travers une vanne vers une zone située en sortie du second réacteur et dans laquelle aucun système catalytique n'est injecté. Cette zone ne constitue donc pas une zone de polymérisation mais une zone de mélange des polymères sa température s' établira en fonction de la température et du débit d'effluent provenant du premier réacteur d'une part, et en fonction de la température et du débit d'effluent provenant de la dernière zone de polymérisation du second réacteur d'autre part. La température de la zone de mélange du second réacteur est donc le plus souvent comprise entre 2000 et 2800C et ne doit donc pas être confondue avec la température de polymérisation dans le second réacteur, comprise entre 2400 et 3400C carme indiqué précédemment. Lorsqu'on utilise la disposition précédente pour assurer un mélange efficace des polymères fabriqués dans les deux réacteurs, un perfectionnement de 1' invention consiste à alimenter la zone de mélange du second réacteur en polymère fabriqué dans le premier réacteur au moyen d'un injecteur situé à l'entrée de ladite zone de mélange et alimenté également par de L'éthylène froid en vue d'abaisser subsé qacncterlt la température dans le séparateur. Un tel injecteur est confor- par par exemple à celui décrit dans le brevet français nO 2.313.399. I1 comprend donc - une buse d' déjection convergente à travers laquelle parvient un fluide moteur constitué par l'effluent du premier réacteur, - une zone de mélange convergente dans laquelle ledit fluide moteur pénètre, après avoir traversé la buse d'éjection, pour être mélangé avec de l'éthylène froid, et - un diffuseur constituant l'extrémité aval de ladite zone de mélange de 1' injecteur et relié à la zone de mélange du second réacteur. Dans cette disposition perfectionnée, 1' éthylène froid alimentant la zone de mélange de l'injecteur est soit capté, en aval d'un échangeur de calories, sur le circuit de recyclage reliant le séparateur à lthypercompresseur, soit alimenté directement à partir d'un circuit de distribution d'éthylène à la pression désirée. Dans les deux cas il est avantageux, pour des raisons énergétiques, que la pression d' injection de l'éthylène froid soit la plus basse possible cette pression sera de préférence canprise entre 20 et 180 bars. Ainsi le circuit d'alimentation en éthylène froid, dans le cas où celui-ci est capté sur le circuit de recyclage, pourra-t-il comporter en outre une vanne de détente pour abaisser la pression depuis la valeur régnant dans le séparateur jusqu ' à la valeur souhaitée à l'entrée de la zone de mélange de l'injecteur. Le procédé selon l'invention peut être utilisé en combinaison avec le procédé de désactivation de catalyseur décrit dans le brevet français nO 2.302.305 et consistant à injecter dans le réacteur, à proximité de la sortie de celui-ci, au moins un sel alcalin ou alcalino-terreux d'acide carboxylique choisi de façon que ses produits de réaction avec le catalyseur demeurent dans le polymère. Dans le cadre de la présente invention, ledit sel sera avantageusement injecté, à l'état fondu ou bien dilué dans un hydrocarbure, soit près de la sortie du second réacteur soit dans le séparateur. Lorsque les réacteurs sont disposés en parallèle et que le second réacteur comporte une zone de mélange à la suite des zones de polymérisation, l'agent de désactivation du catalyseur sera de préférence injecté dans ladite zone de mélange. Bien entendu, comme tout procédé de polymérisation de l'éthylène sous haute pression et à température élevée, le procédé selon l'invention comporte, apyres la première séparation effectuée sous pression comprise entre 230 et soc: lares, une seconde phase de séparation selon laquelle le polymère récupéré à la sortie du séparateur est dégazé dans une trémie sous pression de quelques bars, l'éthylène gazeux récupéré à la sortie de ladite trémie étant recomprimé et mélangé avec l'éthylène du circuit de recyclage principal (décrit précéedem- ment) pour être conduit à l'entrée de 1 hvperoanresseur. L' invention sera mieux comprise à la lumière de la descrip- tion de la figure unique représentant un mode préféré de réalisation. Cette figure représente une installation de po'mérisation de l'éthylène sous haute pression comprenant un premier réacteur 1 du type autoclave agité divisé intérieurement, au moyen d' écrans, -en trois zones 2, 3 et 4 munies respectivement d'injecteurs de catalyseur 5, 6 et 7. A partir de la zone 4, un conduit 8 de prélèvement du mélange réactionnel aboutit, à travers une vanne de détente 9, à la buse d'éjection convergente 10 d'un injecteur 11. L'installation de polymérisation comprend d'une part un second réacteur 12 du type autoclave agité divisé inté- rieurement, au moyen d'écrans, en deux zones de polymérisation 13 et 14 munies respectivement d'injecteurs de catalyseur 15 et 16 et en une zone de mélange 17 munie d'un injecteur 18 d'agent de désactivation de catalyseur. L'injecteur 11 comporte une zone de mélange convergente 19 ainsi qu'un diffuseur 20 constituant l'extrémité aval de ladite zone 19 et relié par un conduit 21 à la zone 17 du réacteur 12. A partir de la zone 17, un conduit 22 de prélèvement du mélange réactionnel aboutit, à travers une vanne de détente 23, au séparateur 24. Ce séparateur comporte d'une part à sa base un conduit 25 d'évacuation du polymère qui rejoint le dispositif de séparation (sous quelques bars de pression) non représenté sur la figure, et d'autre part à son sommet un conduit 26 qui aboutit, à travers un réfrigérant 27, à l'entrée d'une chambre de mélange 28. Ladite chambre reçoit, outre 1' éthylène recyclé par le conduit 26, de 1' éthylène frais d'alimentation par un conduit 29 relié à une source d'éthylène non représentée. Cet éthylène peut, comme indiqué plus haut, contenir un diluant et un ou plusieurs comonomères. Le conduit 26 comporte, en aval du réfrigérant 27 mais en amont de la chambre 28, un embranchement 30 à partir duquel un conduit 31 rejoint, à travers une vanne de détente 32, la zone de méiange 19 de l'injecteur. A la sortie de la chambre 28, un conduit 33 rejoint les six cylindres d'un hypercompresseur 34. Quatre desdits cylindres sont affectés à 1' alimentation des zones 2 à 4 du réacteur 1 par un conduit 35 tandis que les deux cylindres restants sont affectés à l'alimentation des zones 13 et 14 du réacteur 12 par un conduit 36. La présente invention concerne donc aussi un appareil pour effectuer la polymérisation de l'éthylène, comportant un premier réacteur ayant au moins une zone munie d'un injecteur de catalyseur, un second réacteur ayant au moins une première zone munie d'un injecteur de catalyseur et une dernière zone non munie d'un injecteur de catalyseur, une vanne de détente située à la sortie du premier réacteur et un conduit reliant ladite vanne à la dernière zone du second réacteur, un séparateur et un conduit reliant la sortie du second réacteur au séparateur, un conduit d'évacuation du polymère à la base dudit sépa- rateur, un hypercompresseur relié par un conduit à la sortie du sépa- rateur et comprenant une première série de cylindres et une seconde série de cylindres, un conduit reliant la première série de cylindres à au moins une zone du premier réacteur, et un conduit reliant la seconde série de cylindres à la première zone du second réacteur. Selon un mode préféré de réalisation de 1 'appareil selon 1' invention, le conduit reliant la vanne de détente à la dernière zone du second réacteur est muni d'un dispositif capable d'assurer le mélange de l'effluent du premier réacteur et du contenu de ladite dernière zone du second réacteur. De manière préférée, ledit dispositif consiste en un injecteur comprenant une buse d'éjection formant 1 'extrémité du conduit provenant de la vanne de détente, une zone de mélange convergente en aval de ladite buse d' éjection et reliée à une source d ' éthy- lène froid, et un diffuseur constituant l'extrémité aval de ladite zone de mélange et relié à la dernière zone second réacteur. L'invention sera mieux comprise à la lumière des exemples suivants qui ont pour objet de l'illustrer. ESqPLE 1 La polymérisation de 1' éthylène est effectuée dans une installation conforme à la figure de la planche unique. Les réacteurs 1 et 12 sont des autoclaves de forme cylindrique munis intérieurement d'écrans métalliques qui délimitent trois zones de volume identique. Le réacteur 1 fonctionne sous une pression de 1100 bars et est alimenté par 67 % de l'éthylène total auquel est ajouté 4 90 en poids environ de propane. La température est de 1900C dans la zone 2, 2100C dars la zone 3 et ae 2400C dans la zone 4. Le système catalytiale injecté dans ce premier réacteur comprend d1 une part du trichiorure de titane violet TiCl3 AlCl3 et d'autre part d' triotylaluminium en quantité telle que le rapport atomique Ti soit égal à 3. Le temps de sejour moyen de ce système catalytyque aans le réacteur 1 est de 60 secondes. Le réacteur 12 fonctionne sous une pression de 400 bars et est alimenté par 33 % de l'éthylène total. La température est de 2700C dans la zone 13, 2900C dans la zone 14 et 2300C dans la zone 17. Le système catalytique injecté dans ce second réacteur comprend d'une part le composé de formule TiC13, 1/3 AlCl3, i2MgCl2 obtenu par corroyage du trichlorure de titane violet et du chlorure de magnésium anhydre et d'autre part du diméthyléthyldiéthylsiloxalane en quantité telle que le rapport atomique Al/Ti soit égal à 3. Le temps de séjour de ce système catalytique dans le réacteur 12 est de 25 secondes. Le séparateur 24 fonctionne sous une pression de 280 bars et à une température de 2300C. La température de l'éthylène recyclé est abaissée, au niveau du réfrigérant 27, jusqu' à une température de 300C. Au niveau de l'embranchement 30 de l'installation, un flux représentant 25 % de l'éthylène recyclé est dirigé vers la vanne de détente 32, dans laquelle la pression est abaissée jusqu'à 80 bars, puis vers l'injecteur 11. Par 1 'injecteur 18 on introduit un désactivateur du catalyseur, constitué essentiellement de stéarate de calcium pur fondu. A aucun point de l'installation on n'introduit d'agent de transfert de chalne comme l'hydrogène ; 1' éthylène d'alimentation est par ailleurs contrôlé pour vérifier l'absence d'hydrogène. Le polymère obtenu est caractérisé par les différentes propriétes indiquées cidessous, notamment l'indice de fluidité mesuré selon la norme ASTM D 1238-73, la masse moléculaire moyenne en poids Mw mesurée par chromatographie de perméation de gel, 1' indice de polydispersité défini plus haut, la masse volumique et la masse moléculaire moyenne d'ordre supérieur I4z. Celle-ci est définie, la distribution des masses moléculaires C (M) étant obtenue expérimentalement par chromatographie de perméation de gel, par la formule #o # Mê.C(M)dM Mz = S M.C(M) dM o Les valeurs expérimentales de ces prot,r suivantes masse volumique : 0,957 g/cm3 indice de fluidité : 0,15 g/10 mn = = 195 000 ITz = 917 000 Indice de polydispersité (Mw/Mn) : 13,4 EXEMPLE 2 La polymérisation de 1' éthylène est effectuée conformément au premier mode de réalisation de la présente invention, décrit précédemment, dans deux réacteurs agencés en série. Le premier réacteur est un autoclave de forme cylindrique de volume 3 1 divisé intérieurement, au moyen d'écrans métalliques, en trois zones de volume identique. Ce réacteur fonctionne sous une pression de 1500 bars et est alimenté par 50 % de l'éthylène total auquel est ajouté 4 % en poids environ de propane. La température est de 210 C dans les deux premières zones et de 2400C dans la troisième zone. La constitution et le temps de séjour du système catalytique injecté dans ce réacteur sont identiques à ceux du système injecté dans le réacteur 1 de l'exemple 1. Le second réacteur est un autoclave de forme torique et de volume 0,9 1 constituant une seule zone réactionnelle. Ce réacteur, dont l'entrée est reliée par l'intermédiaire d'une vanne de détente à la sortie du premier réacteur, fonctionne à une température de 2700C et sous une pression de 400 bars et est alimenté par 50 % de l'éthylène total. La oonstitution et le temps de séjour du système catalytique injecté dans ce réacteur sont identiques à ceux du système injecté dans le réacteur 12 de l'exemple 1. A aucun point de l'installation on n'introduit d'agent de transfert de chaîne camne l'hydrogène ; 1' éthylène d'alimentation est par ailleurs contrôlé pour vérifier l'absence d' hydrogène. Le polymère obtenu est caractérisé par les memes propriétés que précédemment, lesquelles ont les valeurs expérimentales suivantes masse volumique : 0,956 g/cm3 indice de fluidité : 0,65 g/10 mn 206 : 206 000 Mz = 890 000 Indice de polydispersité : 14,7 EXEMPLE 3 La copolymérisation de l'éthylène et du propylène est effectuée dans une installation identique à celle de l'exemple 1, le propylène frais d'alimentation étant amené par le conduit 29 relié à une source de propylène non représentée. Le réacteur 1 fonctionne sous une pression de 2000 bars et est alimenté par 70 % du flux total du mélange d'éthylène et de propymène. La température est de 1900C dans la zone 2, 2200C dans la zone 3 et 2400C dans la zone 4. La constitution et le temps de séjour moyen du système catalytique injecté dans ce réacteur sont identiques à ceux du système injecté dans le réacteur 1 de l'exemple 1. Le réacteur 12 fonctionne sous une pression de 600 bars et est alimenté par 30 % du flux total du mélange d'éthylène et de propymène. La température est de 2700C dans la zone 13, 2800C dans la zone 14 et 2200C dans la zone 17. Le système catalytique injecté comprend d'une part le composé de formule TiC13 3 AlC13, 6 Mg C1.2 obtenu par cobroyage du trichlorure de titane violet et du chlorure de magnésium anhydre et d'autre part le diméthyléthyldiéthylsiloxalane en quantité AI telle que le rapport atomique Ti soit égal à 3. Le temps de séjour moyen de ce système dans le réacteur 12 est de 25 secondes. Les flux qui alimentent les réacteurs ont m & e composition et sont constitués d'un mélange d'éthylène et de propylène dans lequel la teneur en propylène est de 17 % en poids. Les conditions de séparation, de recyclage et de désactivation de catalyseur sont celles décrites à l'exanple 1. A aucun point de l'installation on n'introduit d'agent de transfert de chaine comme l'hydrogène ; 1' éthylène d'alimentation est par ailleurs contrôlé pour vérifier l'absence d'hydrogène. Le copolymère obtenu est caractérisé par les mines propriétés que précédennent, lesquelles ont les valeurs expérimentales suivantes masse volumique : 0,931 g/cm3 indice de fluidité : 1,5 g/10 mn = = 175 000 Mz = 600 000 Indice de polydispersité : 10,5

Claims: REVENDICATIONS 1. Procédé de fabrication de polymères d'éthylène ayant un indice de fluidité compris entre 0,1 et 2 et un indice de poly dispersité supérieur à 10, par polymérisation de 1' éthylène en pré- sence d'un système catalytique comprenant d'une part au moins un composé halogéné de métal de transition et d'autre part au moins un activateur choisi parmi les hydrures et les composés organ3métalli- ques des métaux des groupes I à III de la Classification Périodique, caractérisé en ce qu'il utilise un premier réacteur fonctionnant sous pression de 800 à 2000 bars et à température de 1600 à 2600C et un second réacteur fonctionnant sous pression de 300 à 600 bars et à température de 2400 à 3400C, la polymérisation de l'éthylène se déroulant dans chacun desdits réacteurs en l'absence totale d'hydrogène et le flux d'éthylène alimentant le second réacteur représentant de 17 à 69 % du flux total d'alimentation en éthylène. 2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le premier réacteur et le second réacteur sont agencés en série, l'entrée du second réacteur étant reliée par l'intermédiaire d'une vanne de détente à la sortie du premier réacteur. 3. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le premier réacteur et le second réacteur sont disposés en parallèle entre d'une part l'hypercompresseur assurant leur alimentation en éthylène et d'autre part le séparateur dans lequel le mélange des polymères produits dans les deux réacteurs est séparé de l'éthylène n'ayant pas réagi, lequel est recyclé vers ledit hypercompresseur. 4. Procédé selon la revendication 3, caractérisé en ce que l'effluent du premier réacteur est détendu à la pression du second réacteur par passage à travers une vanne et envoyé vers une zone située en sortie dudit second réacteur, dite zone de mélange du second réacteur, dans laquelle aucun système catalytique n'est injecté et dans laquelle s'effectue le mélange des polymères fabri qués dans les deux réacteurs. 5. Procédé selon la revendication 4, caractérise en ce que ladite zone de mélange du second réacteur est alimentée en polymère fabriqué dans le premier réacteur au moyen d'un injecteur situé à l'entrée de ladite zone de mélange et alimenté également par de l'éthylène froid. 6. Procédé selon la revendication 5, caractérisé en ce que l'éthylène froid alimentant ledit injecteur est capté, en aval d'un échangeur de calories, sur le circuit de recyclage reliant le séparateur l'hyperccmpresseur. 7. Procédé selon l'une des revendications 5 et 6, caractérisé en ce que la pression de 1 'éthylène froid alimentant 1' injecteur est comprise entre 20 et 180 bars. 8. Procédé selon l'une des revendications 4 à 7, caractérisé en ce que la température de la zone de mélange du second réacteur est comprise entre 2000 et 2800C. 9. Procédé selon l'une des revendications 3 à 8, caractérisé en ce que la pression du séparateur est comprise entre 200 et 500 bars. 10. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9, caractérisé en ce que le catalyseur de polymérisation est désactivé en injectant, à proximité de la sortie du second réacteur, au moins un sel alcalin ou alcalino-terreux d'acide carboxylique choisi de façon que ses produits de réaction avec le catalyseur demeurent dans le polymère. 11. Procédé selon 1 'une des revendications 1 à 10, caractérisé en ce que l'éthylène est copolymérisé avec une a-oléfine. 12. Appareil pour effectuer la polymérisation de l'éthylène, comportant un premier réacteur ayant au moins une zone munie d'un injecteur de catalyseur, un second réacteur ayant au moins une première zone munie d'un injecteur de catalyseur et une dernière zone non munie d'un injecteur de catalyseur, une vanne de détente située à la sortie du premier réacteur et un conduit reliant ladite vanne à la dernière zone du second réacteur, un séparateur et un conduit reliant la sortie du second réacteur au séparateur, un conduit d'évacuation du polymère à la base dudit séparateur, un hypercompresseur relié par un conduit à la sor .e du séparateur et comprenant une première série de cylindres et une seconde série de cylindres, un conduit reliant la première série de cylindres a au moins une zone du premier réacteur, et un conduit reliant la seconde série de cylindres à la première zone du second réacteur. 13. Appareil selon la revendication 12, caractérisé en ce que le conduit reliant la vanne de détente à la dernière zone du second réacteur est muni d'un dispositif capable d'assurer le mélan ge de l'effluent du premier réacteur et du contenu de ladite dernière zone du second réacteur. 14. Appareil selon la revendication 13, caractérisé en ce que ledit dispositif consiste en un injecteur comprenant une buse d'éjection formant 1 'extrémité du conduit provenant de la vanne de détente, une zone de mélange convergente en aval de ladite buse d'éjection et reliée à une source d'éthylène froid, et un diffuseur constituant l'extrémité aval de ladite zone de mélange et relié à la dernière zone du second réacteur.

Inventors: DURAND, PIERRE, MACHON, JEAN-PIERRE
Applicants: SOCIETE CHIMIQUE DES CHARBONNAGES
Application year: 1979
Main classification: C08F10
IPC codes: C08F2, C08F10, B01J3, C08F4