FR2807758A1

FR2807758A1 - Procede continu de (co)-polymerisation a lit fluidise

Info

Publication number: FR2807758A1
Application number: FR0004757A
Authority: FR
Inventors: Vince Reiling
Original assignee: BP Chemicals SNC
Current assignee: BP Chemicals SNC
Priority date: 2000-04-13
Filing date: 2000-04-13
Publication date: 2001-10-19
Also published as: WO2001079306A1; DE60109144D1; US6911504B2; EP1274747A1; AU2001248577A1; EP1274747B1; ATE290023T1; DE60109144T2; US20030162914A1

Abstract

Procédé et appareil de (co-) polymérisation continue en phase gazeuse d'une ou plusieurs oléfines, pour lequel un courant ascendant d'un mélange gazeux, comprenant au moins une oléfine à (co-) polymériser, maintient à l'état fluidisé dans un réacteur de polymérisation des particules de polymère en formation, ledit courant entraînant au-dessus du lit fluidisé des fines particules, lesdites fines particules étant substantiellement séparées du mélange gazeux, à l'aide d'un séparateur, divisant ainsi ledit courant en(i) un ou plusieurs courants gazeux (A) substantiellement exempt de particules solides qui est refroidi et réintroduit en dessous et/ ou dans la partie basse du lit fluidisé, et(ii) un ou plusieurs courants gazeux (B) contenant au moins une partie desdites particules qui est introduit dans le, ou au-dessus du, lit fluidisé, procédé caractérisé en ce que au moins un des courants gazeux (B) contenant les particules solides est introduit directement dans le lit fluidisé par un transport en phase.

Description

Le domaine de la présente invention réside dans la fabrication de polymère dans un réacteur en phase gazeuse et à lit fluidisé.

Les problèmes principaux des procédés de polymérisation en phase gazeuse et à fluidisé sont souvent liés aux entraînements en dehors du lit fluidisé de fines particules de polymère en formation. Ce phénomène, lorsqu'il est mal contrôlé, souvent source de nombreux problèmes tels que l'encrassement, voir le blocage, des conduites et des différents appareils. De nombreux efforts ont donc été dirigés vers la mise en oeuvre de moyens cherchant à éliminer ou à réduire ces problèmes liés aux entraînements de particules en dehors du lit.

Une solution connue depuis longtemps consiste à élargir la section transversale dans partie supérieure du réacteur afin de réduire la vitesse du courant gazeux au-dessus du lit fluidisé et de favoriser ainsi la sédimentation des particules solides entraînées. Le moyen le plus connu est d'utiliser un réacteur cylindrique surmonté par chambre de tranquillisation de section transversale plus grande. Cette solution est cependant peu économique et ne permet pas d'éliminer complètement les entraînements de particules solides.

D'une façon générale, tout les moyens favorisant la sédimentation des particules entraînées au-dessus du lit fluidisé ne sont pas suffisants et ne suppriment pas complètement le problème des entraînements de particules et en particulier de fines particules.

Pour 'affranchir, au moins en partie, des problèmes liés aux entraînements des particules, il est nécessaire d'utiliser d'autres techniques en parallèle avec les solutions précitées, telles que les techniques de séparation utilisant exemple des séparateurs de poussières tels que des cyclones.

Dans la plupart des cas, les séparateurs utilisés sont associés avec un des dispositifs d'injection permettant d'introduire dans le réacteur de polymérisation les particules séparées et ceci grâce à une aspiration par effet Venturi genérée à l'aide d'un gaz vecteur. Le brevet français FR 2 618 786 décrit un procédé de polymérisation en phase gazeuse et à lit fluidisé pour lequel les fines particules entraînées par le courant gazeux au-dessus du lit fluidisé sont séparées et sont mises en contact avec un gaz vecteur dans un dispositif de mélange et sont réintroduites en mélange avec ce gaz dans le réacteur, au-dessus du lit fluidisé. Ledit dispositif de mélange correspond à la description du dispositif précédent qui est généralement connu sous le nom d'éjecteur ou d'éjecto-compresseur. L'utilisation d'un tel dispositif dans un procédé de polymérisation présente un risque lié à son encrassement par les particules de polymères. De plus, ce type de dispositif est souvent limité en terme de débit de particules solides et ne peut généralement être viable que si l'entraînement est déjà réduit par 'largissement de la section transversale effective au-dessus du lit fluidisé.

La demande de brevet français FR 2 137 441 décrit aussi l'utilisation d'un éjecteur tels que décrit précédemment, mais les particules solides sont réintroduites directement dans la couche fluidisée. Cette amélioration par rapport précédent brevet ne supprime cependant pas les problèmes évoqués précédemment qui sont liés à l'encrassement et au blocage desdits éjecteurs.

Le brevet européen EP 0381364 décrit un réacteur à lit fluidisé comprenant un cylindre vertical, pour lequel un séparateur à poussière est relié réacteur par une conduite de recyclage des fines particules, cette conduite débouchant dans la moitié supérieure du cylindre. Les revendications font référence à une figure présentant clairement l'utilisation d'un éjecteur, c'est à dire d'un dispositif de mélange entre les particules séparés et un gaz vecteur, tel que décrit précédemment.

Les séparateurs utilisés peuvent être associés avec des "tubes plongeurs" à l'intérieur du lit fluidisé, souvent appelé en anglais "dipleg". Ce type de dispositif permet d'injecter les particules séparées dans le lit fluidisé. Cette technique est couramment utilisée dans les procédés de vapocraquage de type FCC pour la circulation des particules de catalyseur. Elle se caractérise par un transport en phase dense dans une conduite tubulaire des particules solides jusqu'à l'intérieur du lit fluidisé ladite conduite tubulaire étant généralement inclinée à son extrémité. L'avantage principal de ce dispositif est lié à sa simplicité de mise oeuvre. Encore une fois, ce dispositif est difficilement applicable à un procédé de polymérisation à cause des risques d'encrassement, voir de blocage, fait de la phase dense du transport de particules solides actives.

Il existe un besoin pour l'homme de l'art de découvrir une technique de recyclage des particules solides entraînées au-dessus d'un lit fluidisé qui permette de s'affranchir des problèmes mentionnés ci-dessus.

I1 a été trouvé un mode d'utilisation inattendu des tubes plongeurs pour le recyclage des fines particules de polymère dans un réacteur en phase gazeuse et à lit fluidisé autorisant un débit de particules suffisant pour s'affranchir de la zone de tranquillisation habituellement nécessaire pour limiter les entraînements.

I1 est tout à fait surprenant que le procédé décrit ci-dessous soit efficace, car il n'a jamais été envisagé de l'utiliser auparavant à cause des risques de blocage du fait de la densité de la phase d'écoulement, des temps de séjour rédhibitoires et surtout de l'activité des particules dans une atmosphère polymérisante.

La présente invention est un procédé de (co-)polymérisation continue en phase gazeuse d'une ou plusieurs oléfines, pour lequel un courant ascendant d'un mélange gazeux, comprenant au moins une oléfine à (co-)polymériser, maintient à l'état fluidisé dans un réacteur de polymérisation des particules de polymère en formation, ledit courant entraînant au-dessus du lit fluidisé des fines particules, lesdites fines particules étant substantiellement séparées du mélange gazeux, à l'aide d'un séparateur, divisant ainsi ledit courant en (i) un ou plusieurs courants gazeux (A) substantiellement exempt de particules solides qui est refroidi et réintroduit en dessous et/ou dans la partie basse du lit fluidisé, et (ü) un ou plusieurs courants gazeux (B) contenant au moins partie desdites particules qui est introduit dans le, ou au-dessus du, lit fluidisé procédé caractérisé en ce que au moins un des courants gazeux contenant les particules solides est introduit directement dans le lit fluidisé par un transport en phase diluée dans une conduite simple, c'est à dire, de préférence sans utiliser d'appareillage de mise en mouvement. La Figure 1 représente schématiquement un dispositif susceptible d'être mis en oeuvre selon le procédé de la présente invention.

La Figure 2 représente schématiquement un autre dispositif selon le procédé de la présente invention.

La Figure 3.a représente schématiquement un dispositif avec des conditions opératoires ne reflétant pas le procédé de la présente invention.

La Figure 3.b représente le même dispositif que la Figure 3.a mais avec des conditions opératoires reflétant le procédé de la présente invention. L'invention a donc pour objet un procédé de (co-)polymérisation continu en phase gazeuse d'une ou plusieurs oléfines. Les oléfines peuvent être de préférence choisies parmi (a) l'éthylène, (b) le propylène, (c) leur mélange, et une ou plusieurs autres alpha-oléfines en combinaison avec (a), (b) ou (c). La phase gazeuse peut comprendre les oléfines, de l'hydrogène et un gaz neutre tel que de l'azote. Le procédé de L'.invention est aussi adapté pour la fabrication d'autres types de polymères tels que le caoutchouc butadiène-styrène (polymère à base de butadiène co-polymérisé avec du styrène), PABS (polymère à base d'acryonitrile, de butadiène et de styrène), le caoutchouc nitrile (polymère à base de butadiène co-polymérisé avec de l'acryonitrile), le caoutchouc butyl (polymère à base d'isobutylène co-polymérisé avec l'isoprène), PEPR (polymère à base d'éthylène avec du propylène), PEPDM (polymère à base d'éthylène co-polymérisé avec du propylène une diène tel que de l'hexadiène, le dicyclopentadiènyle ou "l'ethylidene norbornene" (en anglais)), les copolymères de l'éthylène et vinyltrimethoxy silane, les copolymère de l'éthylène et un ou plus des composants choisis parmi l'acryonitrile, l'ester de l'acide maléique, l'acétate de vinyle, l'ester de l'acide acrylique et méthacrylique. De préférence, la polymérisation en continu s'effectue dans un réacteur vertical à lit fluidisé conformément à ce qui est décrit dans les (demandes) de brevet EP-0 855 411, FR No. 2,207,145 ou FR No. 2,335,526. Le procédé selon la présente invention s'applique donc en particulier aux ateliers de taille industrielle, à savoir, à titre d'exemple, aux réacteurs de polymérisation à lit fluidisé dont la production annuelle de polymère est d'au moins cent mille tonnes, de préférence au moins deux cent mille tonnes. Le procédé comprend aussi l'introduction dans le milieu polymérisant d'un catalyseur et éventuellement d'un cocatalyseur ainsi que le soutirage du (co-)polymère fabriqué, ces deux fonctions pouvant être effectuées en continu ou en discontinu. La (co-)polymérisation peut être réalisée à l'aide d'un catalyseur comprenant moins un métal de transition, qui peut être par exemple un catalyseur Ziegler Natta, associé éventuellement avec un cocatalyseur comprenant un composé organométallique, par exemple associé à un composé organo-aluminique. Le catalyseur peut comporter essentiellement un atome d'un métal de transition choisi parmi les métaux des groupes IV à VI de la Classification Périodique des éléments, tels que le titane, le vanadium, le chrome, le zirconium ou l'hafnium éventuellement un atome de magnésium et un atome d'halogène. Il est aussi possible d'utiliser un catalyseur Ziegler-Natta de type métallocène. Le catalyseur peut être supporté sur un oxyde réfractaire poreux tel que la silice ou l'alumine, ou être combiné avec à un composé solide de magnésium, tel que le chlorure, l'oxyde, l'hydroxychlorure ou un alcoolate de magnésium. On peut aussi utiliser un catalyseur complexé par du fer et/ou du cobalt, tel que par exemple ceux décrits dans la demande de brevet W098/27124 ou W098/2638. Il est possible aussi, d'utiliser un catalyseur essentiellement constitué d'un oxyde de chrome activé par traitement thermique et associé à un support granulaire basé sur un oxyde réfractaire. Le catalyseur peut être utilisé sous la forme d'une poudre de prépolymère préparée à l'avance durant une étape de prépolymérisation à partir des catalyseurs décrits précédemment. La prépolymérisation peut être effectuée par tout procédé, par exemple, une prépolymérisation dans un hydrocarbure liquide ou en phase gazeuse selon un procédé continu ou discontinu. Le réacteur de polymérisation est maintenu à une température en dessous du point de fusion du (co-)polymère, par exemple à une valeur comprise entre 30 et 130 C, préférablement entre 50 et 120 C, spécialement entre 60 et 110 C, et sous une pression par exemple comprise entre 0,1 et 5 MPa, préférablement entre 0,5 et 4 MPa, spécialement entre 1 et 3 MPa. Le (co-)polymère fabriqué peut être un polymère quelconque tel qu'un polymère de haute densité, HDPE, de basse densité, LDPE ou de base densité linéaire, LLDPE. La densité des (co-)polymères fabriqués peut être comprise entre 0,850 et 0,980 g/cm3, préférentiellement entre 0,920 et 0,965 g/cm3 s'il s'agit d'un HDPE, ou bien entre 0,910 et 0,950 g/cm3, préférentiellement entre 0,913 et 0,925 g/cm3 s'il s'agit d'un LDPE ou d'un LLDPE. Les densités peuvent être mesurées selon la norme ISO 1183-87 et ASTM D2839-87. L'indice de fluidité des (co-)polymères fabriqués peut être comprise entre 0,1 et 200 g/lOmin, préférentiellement entre 0,5 et100 g/lOmin. Les indices de fluidité peuvent être mesurés selon la norme ASTM-D-1238, Condition E). Les particules de (co-)polymère fabriqués ont une distribution de tailles pouvant varier entre le minimum mesurable et 2000 gym, préférentiellement entre 1 et l000#im, par exemple entre 45 et 800m. La distribution de taille des particules peut être mesurée par exemple grâce un appareil de type Malvem. Selon la présente invention, un courant ascendant d'un mélange gazeux, comprenant au moins une oléfine à (co-)polymériser, maintient à l'état fluidisé des particules de polymère en formation. Le mélange gazeux comprend donc au moins une oléfine à (co-)polymériser. Il peut également avantageusement comprendre de l'hydrogène, un gaz inerte tel que, par exemple, de l'azote et éventuellement un hydrocarbure tel que par exemple l'éthane, le propane, le butane, le pentane et l'hexane. Par particule de polymère en formation on entend toute particule solide dans le lit fluidisé. Il s'agit non seulement des particules de polymère ayant des avancements différents mais aussi des particules de catalyseur ou de prépolymère. La vitesse du mélange gazeux permettant de maintenir les particules de polymère en formation à l'état fluidisé, appelée généralement vitesse de fluidisation, est généralement supérieure à la vitesse minimum de fluidisation. Le mélange gazeux est distribué sur toute la section du réacteur de polymérisation grâce à grille de distribution. La vitesse de fluidisation du mélange gazeux peut être comprise entre 0,2 et 1 m/s, de préférence entre 0,4 et 0,9 m/s, spécialement entre 0,6 et 8 m/s. La portion du réacteur où les particules sont maintenues à l'état fluidisé est souvent appelée lit fluidisé. Le rapport H/D entre la hauteur H et le diamètre D du lit fluidisé peut varier entre 1 et 10, de préférence entre 2 et 4. Selon la présente invention, les fines particules sont substantiellement séparées du mélange gazeux. Par fines particules, on entend toute particule de polymère en formation qui est entraînée au-dessus du lit fluidisé et plus particulièrement en dehors du réacteur de polymérisation. Ces fines particules ont des dimensions qui peuvent varier en fonction de différents paramètres tels que, par exemple, morphologie, la densité, la cohabité desdites particules, la vitesse de fluidisation, la densité de la phase gazeuse, la hauteur du réacteur au-dessus du lit fluidisé, la forme dudit réacteur... Les fines particules telles qu'elles ont été définies ' dessus peuvent avoir des tailles quelconques, pouvant aller jusqu'à la taille maximum des particules en formation. Les fines particules entraînées en dehors du réacteur peuvent être séparées du mélange gazeux par n'importe quel moyen par exemple à l'aide de filtres ou de cyclones, de préférence un ou plusieurs cyclones. Selon la présente invention, le courant gazeux entraînant les fines particules est séparé en un ou plusieurs courant gazeux (A) substantiellement exempt de particules solides qui est refroidi et réintroduit en dessous et/ou dans la partie basse du lit fluidisé, et un ou plusieurs courants gazeux (B) contenant au moins une partie desdites particules qui sont introduites dans le, ou au-dessus du, lit fluidisé. Par courant gazeux (A) substantiellement exempt de fines particules au sens de la présente invention on entend de préférence que le rapport en masse entre les particules solides du ou des courants gazeux (A) et celles du ou des courants gazeux (B) est inférieur à 1, de préférence inférieur à0, 1, spécialement inférieur à 0,01. Selon un mode particulier de la présente invention, le courant gazeux (A) peut être, au moins en partie, refroidi à une température telle que l'on ait condensation d'un liquide qui est réintroduit en mélange avec le gaz dans le réacteur tel que cela est décrit dans les brevets EP 0 089 691 et EP 0 773 963. Le liquide condensé peut être alternativement séparé et introduit à l'intérieur du réacteur tel que cela est décrit dans la demande de brevet WO 94I28032.

Selon la présente invention, le courant gazeux (B) contenant les particules solides est introduit dans le, ou au-dessus du, lit fluidisé par un transport en phase diluée dans une conduite simple sans utiliser d'appareillage de mise en mouvement. Le courant gazeux (B) peut être introduit n'importe où dans le, ou au-dessus du, lit fluidisé, généralement au-dessus de la zone de formation des jets gazeux de la grille de distribution. Cependant, on préfère introduire le courant gazeux (B) dans la partie inférieure du lit fluidisé à une hauteur au-dessus de la grille de distribution comprise entre 20 cm et H/2, spécialement entre 40 cm et H étant la hauteur du lit fluidisé. Le courant gazeux (B) est introduit dans le, ou au-dessus du, lit fluidisé utilisant une conduite simple qui peut être sensiblement verticale ou inclinée. L'inclinaison par rapport à la verticale de la conduite simple peut être comprise entre 90 et 0 , préférentiellement entre 45 et 0 , spécialement entre 1 et 0 . La conduite simple peut avoir de préférence une forme tubulaire. De préférence, le courant gazeux (B) contenant les particules solides introduit dans le, ou au-dessus du, lit fluidisé sans utiliser d'appareillage de mise mouvement. Par appareillage de mise en mouvement on entend tout appareillage permettant de transporter les particules solides de la base du séparateur vers le réacteur à lit fluidisé. A titre d'exemple, on peut citer les appareillages utilisant un effet Venturi pour accélérer lesdites particules solides. C'est le cas par exemple des éjecto-compresseurs. Le courant gazeux (B) est introduit directement dans le, ou au-dessus du, fluidisé par un transport en phase diluée. Par un transport en phase dilué on entend un transport en phase homogène, souvent appelé en anglais "streaming flow", et qui peut être caractérisé par sa masse volumique apparente, MVA. De préférence lorsque le transport du courent gazeux (B) est un transport en phase diluée, la masse volumique apparente de celui ci, MVA, peut être comprise entre 0,8 MVAf et MVAp, MVAf étant la masse volumique apparente du lit fluidisé et MVAp celle du (co-)polymère fabriqué. Ladite masse volumique apparente du transport dilué est préférentiellement comprise entre MVAf et MVAp, spécialement entre MVAf et (MVAp+MVAf)/2. La masse volumique apparente du lit fluidisé, MVAf, ou du transport en phase diluée, MVA, peut être calculée pour une hauteur donnée, à partir d'une mesure pression différentielle. La masse volumique apparente du lit fluidisé, MVAf, est égale au rapport de la pression différentielle sur le produit de l'accélération de normale de la pesanteur à la surface de la terre avec la hauteur sur laquelle la pression différentielle est mesurée. La mesure de pression peut être effectué par tout moyen adaptée. La masse volumique apparente du (co-)polymère est mesurée par pesée d'un volume connu de polymère suivant une méthode empirique. Le matériel utilisé pour cette mesure est constitué d'une balance précise à plus ou moins 0,1 gramme et d'un entonnoir en métal poli intérieurement, ayant une forme donnée et muni a son extrémité inférieure d'un dispositif de fermeture. L'entonnoir est fixé à une hauteur de 25 +/- 5 mm d'un récipient mesureur cylindrique de 100 +/- 0,5 cm 3 ayant un diamètre intérieur de 50 mm. Le mode opératoire de la mesure consiste à effectuer les actions suivantes: peser le récipient mesureur, obturer le dispositif de fermeture de l'entonnoir, remplir l'entonnoir de polymère, ouvrir le dispositif de fermeture, laisser la poudre s'écouler dans le récipient mesureur, passer une raclette droite sur le sommet du récipient mesureur pour enlever l'excès de matière et peser le récipient plein de polymère. La masse volumique apparente du polymère est ensuite calculée et correspond au rapport de la différence entre le poids du récipient mesureur plein et le poids de ce même récipient vide sur le volume de ce même récipient. La nature du transport du courant gazeux (B) dans la conduite simple peut aussi être déterminée par une mesure du profil de pression le long de ladite conduite. Un profil de pression continu et quasiment linéaire caractérise dans la plupart des cas un transport ou un écoulement en phase diluée. Un transport ou un écoulement en phase dense peut généralement être caractérisé par un profil discontinu le long la conduite reflétant la présence d'un culot de (co-)polymère accumulé dans ladite conduite. Pour obtenir un transport du courant gazeux (B) en phase diluée, le débit massique des particules solides doit être suffisant pour contrer la force motrice générée la différence de pression entre les extrémités de la conduite simple du courant gazeux (B). Le débit massique des particules solides du courant gazeux (B) peut varier en fonction d'un certain nombre de paramètres liés aux entraînement de fines particules au dessus du lit fluidisé tels que, par exemple, la hauteur du lit fluidisé et la vitesse de fluidisation. Pour obtenir un transport du courant gazeux (B) en phase diluée, il peut être nécessaire de passer par une phase transitoire pendant laquelle le transport du courant gazeux (B) est en phase dense, c'est à dire avec une masse volumique apparente MVA pouvant être sensiblement égale à la masse volumique apparente du (co-)polymère au repos MVAp. Pendant cette phase transitoire la hauteur du culot de (co-)polymère accumulé dans la conduite simple est généralement suffisante pour contrer la force motrice générée par la surpression du lit fluidisé par rapport à la pression du courant gazeux (B). Pour obtenir ensuite un transport en phase diluée selon la présente invention, il peut être suffisant d'augmenter le débit massique des particules solides du courant gazeux (B), par exemple en augmentant la vitesse de fluidisation. Ceci peut permettre d'augmenter la hauteur du culot de (co-)polymère accumulé jusqu'à une limite d'effondrement au delà de laquelle le débit des particules solides est suffisant pour contrer la force motrice évoquée précédemment. Le passage par une phase transitoire pendant laquelle le transport du courant gazeux (B) est en phase dense se fait préférentiellement quand les conditions de polymérisation ne sont pas remplies telles que, par exemple, avant le début des injections du catalyseur ou du prépolymère. Selon un mode particulier de la présente invention, on peut utiliser deux cyclones en série, le premier permettant une séparation grossière des fines particules le deuxième permettant une séparation plus affinée. La première coupe de fines particules générée par le premier cyclone peut constituer un courant gazeux introduit directement dans la partie basse du lit fluidisé par un transport en phase diluée dans une conduite simple. La deuxième coupe de fines particules générée par le deuxième cyclone peut constituer un deuxième courant gazeux (B) introduit dans le réacteur de polymérisation par n'importe quel moyen approprié. L'invention concerne aussi un appareil pour la mise en oeuvre du procédé. Cet appareil comprend essentiellement: (i) un réacteur de polymérisation à lit fluidisé comportant une section cylindrique et une grille de distribution, (ü) au moins un séparateur de fines particules relié à la partie supérieure du réacteur de polymérisation, (iii) une boucle de recyclage du gaz du mélange gazeux reliant le ou au moins l'un des séparateurs de fines particules à la base du réacteur, cette dernière comprenant un échangeur thermique et un compresseur de gaz, et (iv) au moins un ou plusieurs dispositifs d'introduction de particules solides dans le réacteur reliant les séparateurs de fines particules au réacteur de polymérisation, l'appareil étant caractérisé en ce que au moins un des dispositifs d'introduction de particules solides dans le réacteur comprend une conduite simple débouchant à l'intérieur du réacteur de polymérisation dans le lit fluidisé. Selon un mode avantageux de la présente invention, le réacteur de polymérisation ne comprend pas de zone de tranquillisation. Le réacteur de polymérisation peut être de préférence essentiellement cylindrique. Selon un mode particulier de la présente invention le réacteur est surmonte par une zone d'accélération, telle qu'une restriction ayant par exemple une forme tronconique. Selon ce mode particulier les entraînements des fines particules au- dessus du lit fluidisé sont accrus ce qui permet d'augmenter le débit massique des particules solides du courant gazeux (B) pour favoriser le passage au transport dudit courant gazeux (B) en phase diluée, c'est à dire selon le procédé de présente invention. Un intérêt de la présente invention est de transformer les inconvénients liés à l'entraînement de fines particules au-dessus du lit fluidisé, et en particulier en dehors du réacteur de polymérisation, en avantages qui permettent d'utiliser des vitesses de fluidisation élevées et/ou une hauteur de lit fluidisé plus grande. Un autre avantage considérable de la présente invention est de réduire le coût de construction du réacteur de polymérisation, du fait de l'absence d'une zone de tranquillisation dans son mode d'exécution préféré. Un autre avantage de la présente invention est d'avoir une distribution des tailles de particules dans le lit fluidisé plus uniforme, du fait d'une distribution plus uniforme des fines particules solides dans le lit fluidisé et aussi, d'une ségrégation moins grande desdites fines particules si le réacteur ne possède pas de zone de tranquillisation. Un autre avantage de la présente invention est de permettre une circulation de fines particules telle que lesdites fines particules aient une distribution en taille proche, voir identique, de celle des particules solides dans le lit fluidisé. Ceci permet de limiter les risques liés à l'accumulation de particules de taille plus petites qui peuvent être plus actives.

Un autre avantage de la présente invention est que la perte de charge du cyclone est réduite du fait d'une plus grande charge des particules solides à l'entrée dudit cyclone. Pour un cyclone utilisé selon l'art antérieur dans un procédé de polymérisation phase gazeuse, la charge solide à l'entrée du cyclone est relativement faible, très inférieure à 1 kg de solide pour 1 m3 de gaz. Selon les conditions de marche l'art antérieur, une augmentation de la charge à l'entrée du cyclone entraîne une augmentation de la perte de charge à travers ledit cyclone. Lors de la mise en oeuvre de la présente invention, c'est à dire avec une charge solide à l'entrée des cyclones beaucoup plus élevé que dans l'art antérieur, il a été observé avec surprise qu'une augmentation de la charge solide tend à réduire la perte de charge à travers le cyclone. Cette observation inattendue s'avère très intéressante et bénéfique. II est en effet possible d'utiliser plus efficacement et économiquement les cyclones. Un autre avantage de la présente invention est que la masse volumique apparente de la poudre dans la conduite simple reliant le cyclone au réacteur est plus grande quand la zone de tranquillisation du réacteur est éliminée du fait que la distribution en taille des particules solides entraînées est plus proche de celle du lit fluidisé. Un autre avantage de la présente invention est que l'introduction des fines particules solides dans le réacteur se fait avec une vitesse inférieure à celle induite par un appareil de mise en mouvement tel qu'un éjecteur ou un éjecto- compresseur. Un autre avantage de la présente invention est lié au risque faible d'accumulation de fines particules sur les parois inclinées de la zone de tranquillisation du fait l'élimination possible et avantageuse de cette dernière. La Figure 1 représente schématiquement un dispositif susceptible d'être mis oeuvre selon le procédé de la présente invention. Le dispositif représenté comprend un réacteur de polymérisation (1) à lit fluidisé (2) qui comprend sa partie inférieure une grille de distribution (3) et dont la partie supérieure est reliée à un séparateur (5) par l'intermédiaire d'une conduite (4) dans laquelle les fines particules sont entraînées. Le séparateur (5) est relié à deux conduites d'évacuation (6) et (7). La conduite d'évacuation (6) est une conduite simple, généralement tubulaire, qui débouche à l'intérieur du réacteur de polymérisation (1) dans le lit fluidisé (2). La conduite d'évacuation (7) est reliée à un échangeur thermique (8). Ce dernier est relié par une conduite (9) à un compresseur (10) raccordée par une conduite d'alimentation (11) à la base du réacteur de polymérisation (1). La Figure 2 représente schématiquement un autre dispositif selon le procédé de la présente invention. Cette figure comprend des éléments déjà décris de la figure 1. Le séparateur (5) est associé avec un deuxième séparateur (21) relié au premier par une conduite (20). Le deuxième séparateur (21) est relié à deux conduites d'évacuation (22) et (7). La conduite (22) est relié à un éjecto-compresseur (23) du même type que celui décrit dans le brevet français FR 2 618 786. Cet éjecto- compresseur est relié d'un côté à une alimentation en gaz haute pression grâce à une conduite (24) et de l'autre côté à une conduite d'évacuation (25) des fines particules dans le réacteur de polymérisation (1). Les deux figures 3.a et 3.b comprennent des éléments déjà décris des figures 1 et 2. La Figure 3.a représente schématiquement un dispositif avec des conditions opératoires ne reflétant pas le procédé de la présente invention. Cette figure représente le cas d'un transport du courant gazeux (B) en phase dense. Les entraînements de fines particules au dessus du lit fluidisé (30) sont pas suffisants pour permettre un transport en phase diluée. Le transport du courant gazeux (B) n'est pas homogène et se caractérise par la présence culot de (co-)polymère (31) dans la conduite (6) dont la hauteur permet de contrer la force motrice générée par la surpression du lit fluidisé (2) par rapport à la pression du courant gazeux (B). Dans ce cas, la masse volumique apparente du culot de poudre et le temps de séjour des particules solides dans la conduite (6) sont trop importants et peuvent conduire à un bouchage de ladite conduite. La Figure 3.b représente le même dispositif que la Figure 3.a mais avec des conditions opératoires reflétant le procédé de la présente invention. Dans le cas présent le transport du courant gazeux (B) est en en phase diluée. Les entraînements de fines particules au dessus du lit fluidisé (30) sont suffisants pour permettre un transport en phase diluée (32) dans la conduite simple (6). Dans ce cas la masse volumique apparente dans la conduite (6) et les temps de séjour des particules solide du courant gazeux (B) dans ladite conduite sont suffisamment faibles pour diminuer significativement les risques de bouchage ladite conduite. Exemples C1, C2, C3, C4, C5, C6, C7 et C8 Cette série d'exemples est basée sur la modélisation des entraînements de fines particules solides au dessus du lit fluidisé ainsi que sur le calcul conditions opératoires d'un cyclone et d'un éjecto-compresseur. Le dispositif considéré corresponds à un dispositif industriel de fabrication de polyéthylène en phase gazeuse et à lit fluidisé comprenant # un réacteur à lit fluidisé de section principale cylindrique ayant un diamètre, Dr, de 5 m, et une hauteur, Hr, de 20 m, surmontée dans les exemples C1, C2, 0 et C4 uniquement, par une zone de tranquillisation de diamètre maximum de 8.66 m, et muni à sa base d'une grille de distribution, # deux cyclones en parallèle dont dimensions sont données dans la colonne CYC1 de la Table 1, # deux éjecto-compresseurs, permettant d'introduire les fines particules solides séparées dans le réacteur, # deux conduites cylindriques reliant la base des cyclones au réacteur ayant un diamètre de 0,010 m.

Table <SEP> 1
<tb> CYC <SEP> 1 <SEP> CYC <SEP> 2 <SEP> CYC <SEP> 3
<tb> orifice <SEP> d'alimentation <SEP> du <SEP> cyclone <SEP> tangentielle <SEP> tangentielle <SEP> tangentielle
<tb> diamètre <SEP> de <SEP> la <SEP> section <SEP> principale <SEP> (m) <SEP> 1,7 <SEP> 2,25 <SEP> 0,168
<tb> vitesse <SEP> à <SEP> l'orifice <SEP> d'alimentation <SEP> (m/s) <SEP> 25 <SEP> 11 <SEP> 10
<tb> largeur <SEP> de <SEP> l'orifice <SEP> d'alimentation <SEP> (m) <SEP> 0,34 <SEP> 0,45 <SEP> 0,02
<tb> hauteur <SEP> de <SEP> l'orifice <SEP> d'alimentation <SEP> (m) <SEP> 0,85 <SEP> 1,6 <SEP> 0,152
<tb> diamètre <SEP> de <SEP> l'orifice <SEP> d'évacuation <SEP> des <SEP> 0,85 <SEP> 0,65 <SEP> 0,108
<tb> particules <SEP> (m)
<tb> hauteur <SEP> de <SEP> l'insert <SEP> d'évacuation <SEP> du <SEP> 1,063 <SEP> 1,4 <SEP> 0,076
<tb> (m)
<tb> hauteur <SEP> du <SEP> cyclone <SEP> (m) <SEP> 6,8 <SEP> 11,25 <SEP> 0,74
<tb> hauteur <SEP> de <SEP> la <SEP> partie <SEP> cylindrique <SEP> (m) <SEP> 3,4 <SEP> 3,4 <SEP> 0,55 Les caractéristiques de la poudre polyéthylène utilisée sont données dans la colonne PE1 de la Table 2.

Table <SEP> 2
<tb> PE1 <SEP> PE2
<tb> densité <SEP> des <SEP> particules <SEP> pp <SEP> (kg/m3) <SEP> 870 <SEP> 910
<tb> densité <SEP> du <SEP> polymère <SEP> ps <SEP> (helium <SEP> skeleton <SEP> density) <SEP> (kg/m3) <SEP> 954,9 <SEP> 912
<tb> masse <SEP> volumique <SEP> apparente <SEP> (kg/m3) <SEP> 420 <SEP> 430
<tb> facteur <SEP> de <SEP> forme <SEP> @ <SEP> 0,46 <SEP> 0,84
<tb> diamètre <SEP> moyen <SEP> particules <SEP> du <SEP> lit <SEP> fluidisé <SEP> (pm) <SEP> 1130 <SEP> 817
<tb> de <SEP> fines <SEP> particules <SEP> inférieures <SEP> à <SEP> 125gm <SEP> 2 <SEP> 0,28 Les conditions operatoires sont les suivantes

Pression <SEP> réacteur: <SEP> 2,4 <SEP> MPa
<tb> Densité <SEP> du <SEP> gaz <SEP> dans <SEP> le <SEP> réacteur: <SEP> 25,5 <SEP> kg/m3
<tb> Viscosité <SEP> du <SEP> gaz <SEP> dans <SEP> le <SEP> réacteur: <SEP> 0,014 <SEP> cP
<tb> Hauteur <SEP> du <SEP> lit <SEP> fluidisé: <SEP> 20 <SEP> m
<tb> TDH <SEP> disponible: <SEP> 8.5 <SEP> m La Table 3 présente les conditions opératoires pour différentes valeurs de vitesse de fluidisation, avec ou sans zone de tranquillisation au dessus de section principale du réacteur.

Table <SEP> 3
<tb> Cl <SEP> C2 <SEP> C3 <SEP> C4 <SEP> C5 <SEP> C6 <SEP> C7 <SEP> C8
<tb> zone <SEP> de <SEP> tranquillisation <SEP> avec <SEP> avec <SEP> avec <SEP> avec <SEP> sans <SEP> sans <SEP> sans <SEP> sans
<tb> (avec <SEP> / <SEP> sans)
<tb> vitesse <SEP> de <SEP> fluidisation <SEP> 0,3 <SEP> 0,4 <SEP> 0,6 <SEP> 0,8 <SEP> 0,25 <SEP> 30 <SEP> 0,4 <SEP> 0,6
<tb> (m/sec)
<tb> théoriquement <SEP> 3,44 <SEP> 4,66 <SEP> 6,09 <SEP> 6,66 <SEP> 6,55 <SEP> 86 <SEP> 7.41 <SEP> 8.46
<tb> requise <SEP> (m)
<tb> lit <SEP> fluidisé <SEP> entrainé <SEP> 3 <SEP> 5 <SEP> 13 <SEP> 24 <SEP> 20 <SEP> 1 <SEP> 53 <SEP> 85
<tb> massique)
<tb> diamètre <SEP> moyen <SEP> des <SEP> 22,8 <SEP> 30,5 <SEP> 51 <SEP> 78 <SEP> 73,3 <SEP> 6 <SEP> 139 <SEP> 258
<tb> particules <SEP> entraînées <SEP> (gym)
<tb> masse <SEP> volumique <SEP> 378 <SEP> 363 <SEP> 335 <SEP> 311 <SEP> 387 <SEP> 362 <SEP> 335
<tb> apparente <SEP> du <SEP> lit <SEP> fluidisé
<tb> (kg/m3)
<tb> à <SEP> travers <SEP> les <SEP> 5,4 <SEP> 9,8 <SEP> 22,5 <SEP> 40,4 <SEP> 3,7 <SEP> 4 <SEP> 9,8 <SEP> 22,5
<tb> cyclones <SEP> (MPa)
<tb> + <SEP> solide <SEP> à <SEP> travers <SEP> 4,3 <SEP> 6,8 <SEP> 13,2 <SEP> 21,0 <SEP> 2,2 <SEP> 0 <SEP> 4,9 <SEP> 9,7
<tb> cyclones <SEP> (MPa)
<tb> débit <SEP> gaz <SEP> à <SEP> travers <SEP> les <SEP> 177 <SEP> 236 <SEP> 353 <SEP> 471 <SEP> 147 <SEP> 236 <SEP> 353
<tb> cyclones <SEP> (m3/min)
<tb> débit <SEP> poudre <SEP> à <SEP> l'entrée <SEP> 54 <SEP> 220 <SEP> 1165 <SEP> 4154 <SEP> 992 <SEP> 2063 <SEP> 6735 <SEP> 33318
<tb> éjecteurs <SEP> (kg/hr)
<tb> vitesse <SEP> particules <SEP> entre <SEP> 10-20 <SEP> 10-20 <SEP> 10-20 <SEP> NA <SEP> 10-20 <SEP> 1 <SEP> 20 <SEP> NA <SEP> NA
<tb> cyclones <SEP> et <SEP> le <SEP> réacteur
<tb> (m/s)
<tb> blocage <SEP> des <SEP> éjecteurs <SEP> non <SEP> non <SEP> non <SEP> oui <SEP> non <SEP> non <SEP> oui <SEP> oui
<tb> (oui <SEP> / <SEP> non)
<tb> Note: <SEP> NA <SEP> = <SEP> Non <SEP> Applicable Les résultats présentés dans la table 3 montrent que pour un débit de poudre à l'entrée des éjecteurs au-dessus d'une certaine limite (en particulier entre 2063 et 4154 kg/hr), les éjecteurs ne sont plus opérationnel et se bloquent. Dans le d'un réacteur classique (avec zone de tranquillisation), la vitesse de fluidisation au dessus de laquelle les éjecteurs ne sont plus opérationnels est entre 0,6 et 0,8 En l'absence de zone de tranquillisation, le blocage des éjecteurs se produit pour une vitesse de fluidisation au dessus d'une limite plus basse de 0,25 à 0,30 m/s. L'opération des éjecteurs pour des vitesses de fluidisation plus élevées nécessiterait une quantité rédhibitoire de gaz vecteur, ce qui rendrait le procédé peu économique. Ces résultats montrent bien l'intérêt dans l'art antérieur d'avoir une zone de tranquillisation au dessus de la section cylindrique du réacteur. L'élimination de la zone de tranquillisation, entraînerait une vitesse de fluidisation insuffisante pour permettre une bonne agitation des particules solides du lit fluidisé. Exemples C9, C 10, C 11, 12, C 13, C 14, 15 et 16 Cette série d'exemples est basée sur les mêmes calculs d'entraînements et le même type de poudre que pour la série d'exemples précédente. Le dispositif considéré correspond au même dispositif industriel de fabrication de polyéthylène que pour la série d'exemples précédente, à l'exception des éjecteurs qui sont remplacés par des conduites simples tubulaires, de diamètre égale à 0,020 m et débouchant à une hauteur par rapport à la grille de distribution qui est égale à 15 m.

Cette série d'exemples à pour but de caractériser les différents types d'écoulements dans les conduites simples entre les cyclones et le réacteur. La table 4 présente les conditions opératoires pour différentes valeurs de vitesse de fluidisation, avec ou sans zone de tranquillisation au dessus de la section principale réacteur.

Table <SEP> 4
<tb> C9 <SEP> C10 <SEP> C11 <SEP> 12 <SEP> C13 <SEP> 14 <SEP> 15 <SEP> 16
<tb> zone <SEP> de <SEP> tranquillisation <SEP> (avec <SEP> / <SEP> avec <SEP> avec <SEP> avec <SEP> avec <SEP> sans <SEP> sans <SEP> sans <SEP> sans
<tb> sans)
<tb> vitesse <SEP> de <SEP> fluidisation <SEP> m/sec) <SEP> 0,6 <SEP> 0,8 <SEP> 0,9 <SEP> 1 <SEP> 0,3 <SEP> 0,4 <SEP> 0,6 <SEP> 0,8
<tb> TDH <SEP> théoriquement <SEP> requise <SEP> (m <SEP> 6,09 <SEP> 6,66 <SEP> 6,86 <SEP> 7,05 <SEP> 6,86 <SEP> 7,41 <SEP> 8,46 <SEP> 9,72
<tb> du <SEP> lit <SEP> fluidisé <SEP> entraîné <SEP> (% <SEP> 13 <SEP> 24 <SEP> 31 <SEP> 38 <SEP> 31 <SEP> 53 <SEP> 85 <SEP> >_ <SEP> 85
<tb> massique)
<tb> diamètre <SEP> moyen <SEP> des <SEP> particules <SEP> 51 <SEP> 78 <SEP> 90,6 <SEP> 111 <SEP> 90,6 <SEP> 139 <SEP> 258 <SEP> 380
<tb> entraînées <SEP> m
<tb> masse <SEP> volumique <SEP> apparente <SEP> du <SEP> lit <SEP> 335 <SEP> 311 <SEP> 300 <SEP> 290 <SEP> 378 <SEP> 335 <SEP> 311
<tb> fluidisé <SEP> (kg/m3)
<tb> dP <SEP> gaz <SEP> à <SEP> travers <SEP> les <SEP> cyclones <SEP> MPa) <SEP> 22,5 <SEP> 40,4 <SEP> 55,1 <SEP> 63,6 <SEP> 5,4 <SEP> 9,8 <SEP> 22,5 <SEP> 40,4
<tb> dP <SEP> gaz <SEP> + <SEP> solide <SEP> à <SEP> travers <SEP> les <SEP> 13,2 <SEP> 21,0 <SEP> 25,7 <SEP> 30,4 <SEP> 3,0 <SEP> 4,9 <SEP> 9,7 <SEP> 16,8
<tb> cyclones <SEP> MPa
<tb> débit <SEP> de <SEP> gaz <SEP> à <SEP> travers <SEP> les <SEP> cyclones <SEP> 353 <SEP> 471 <SEP> 530 <SEP> 589 <SEP> 177 <SEP> 353 <SEP> 471
<tb> m3/sec)
<tb> débit <SEP> de <SEP> poudre <SEP> dans <SEP> les <SEP> conduites <SEP> 1165 <SEP> 4154 <SEP> 6211 <SEP> 9624 <SEP> 2063 <SEP> 6736 <SEP> 33318 <SEP> 92426
<tb> simples <SEP> k <SEP> r
<tb> transport <SEP> dans <SEP> les <SEP> conduites <SEP> dense <SEP> dense <SEP> dense <SEP> dilué <SEP> dense <SEP> dense <SEP> dilué <SEP> dilué
<tb> simples <SEP> dilué <SEP> / <SEP> dense)
<tb> hauteur <SEP> du <SEP> culot <SEP> de <SEP> poudre <SEP> dans <SEP> les <SEP> 3,94 <SEP> 6,75 <SEP> 8,57 <SEP> NA <SEP> 0,79 <SEP> 1,35 <SEP> NA <SEP> NA
<tb> conduites <SEP> simples <SEP> (en <SEP> absence <SEP> de
<tb> hase <SEP> diluée <SEP> (m)
<tb> masse <SEP> du <SEP> culot <SEP> de <SEP> poudre <SEP> dans <SEP> les <SEP> 10,4 <SEP> 16,5 <SEP> 20,2 <SEP> NA <SEP> 9,7 <SEP> 15,9 <SEP> NA <SEP> NA
<tb> conduites <SEP> simples <SEP> (en <SEP> absence <SEP> de
<tb> hase <SEP> diluée <SEP> (kg)
<tb> masse <SEP> volumique <SEP> dans <SEP> les <SEP> NA <SEP> NA <SEP> NA <SEP> 380 <SEP> NA <SEP> NA <SEP> 121 <SEP> 210
<tb> conduites <SEP> simples <SEP> (en <SEP> phase <SEP> diluée)
<tb> (k <SEP> m3)
<tb> temps <SEP> de <SEP> séjour <SEP> des <SEP> poudres <SEP> dans <SEP> 32 <SEP> 14 <SEP> 12 <SEP> 9 <SEP> 17 <SEP> 9 <SEP> 3 <SEP> 2
<tb> les <SEP> conduites <SEP> simples <SEP> sec.
<tb> vitesse <SEP> des <SEP> particules <SEP> entre <SEP> les <SEP> 0,3 <SEP> 1,2 <SEP> 1,7 <SEP> 2,7 <SEP> 0,6 <SEP> 1,9 <SEP> 9,3 <SEP> 25,7
<tb> cyclones <SEP> et <SEP> le <SEP> réacteur <SEP> m/s)
<tb> risque <SEP> d'agglomération <SEP> en <SEP> cas <SEP> de <SEP> élevé <SEP> élevé <SEP> moyen <SEP> faible <SEP> élevé <SEP> moyen <SEP> faible <SEP> faible
<tb> polymérisation <SEP> (élevé <SEP> / <SEP> moyen <SEP> /
<tb> faible
<tb> Note: <SEP> NA <SEP> Applicable Les résultats présentés dans la Table 4 permettent de caractériser deux types de transports des fines particules solides dans les conduites simples reliant les cyclones au réacteur. Pour un débit d'entraînement minimum (compris entre 6736 et 9624 kg/hr), l'écoulement des fines particules solides est un transport en phase diluée. Les vitesses des particules solides dans les conduites simples entre les cyclones et le réacteur sont, dans la plupart des cas (excepté pour l'exemple 16), inférieures à celles induites par un dispositif utilisant un éjecto-compresseur, telles que celles présentées en Table 3 pour la série d'exemples précédente. Dans le cas de l'exemple 16, il serait possible et avantageux d'augmenter le diamètre des conduites simples. Exemples 17, 18, 19, 20 Cette série d'exemples est basée sur les mêmes calculs d'entraînements et le même type de poudre que pour la série d'exemples précédente.

Le dispositif considéré correspond au même dispositif industriel de fabrication polyéthylène que pour la série d'exemples précédente, à l'exception des cyclones qui ont de nouvelles dimensions présentés dans la colonne CYC2 de la Table 1. Dans cette série d'exemples les dimensions du cyclone sont changées pour obtenir un écoulement en phase diluée pour des vitesses de fluidisation moins élevées dans la série d'exemples précédente.

Table <SEP> 5
<tb> 17 <SEP> 18 <SEP> 19 <SEP> 20
<tb> zone <SEP> de <SEP> tranquillisation <SEP> (avec <SEP> / <SEP> sans) <SEP> sans <SEP> sans <SEP> sans <SEP> sans
<tb> vitesse <SEP> de <SEP> fluidisation <SEP> (m/sec) <SEP> 0,4 <SEP> 0,6 <SEP> 0,8 <SEP> 1
<tb> TDH <SEP> théoriquement <SEP> requise <SEP> (m) <SEP> 7,41 <SEP> 8,46 <SEP> 9,72 <SEP> 11,15
<tb> du <SEP> lit <SEP> fluidisé <SEP> entraîné <SEP> (% <SEP> 53 <SEP> 85 <SEP> > <SEP> 85 <SEP> > <SEP> 85
<tb> massique)
<tb> diamètre <SEP> moyen <SEP> des <SEP> particules <SEP> 139 <SEP> 258 <SEP> 380 <SEP> 535
<tb> entraînées <SEP> (gym)
<tb> masse <SEP> volumique <SEP> apparente <SEP> du <SEP> lit <SEP> 362 <SEP> 335 <SEP> 311 <SEP> 290
<tb> fluidisé <SEP> (kg/m3)
<tb> dP <SEP> gaz <SEP> à <SEP> travers <SEP> les <SEP> cyclones <SEP> (MPa) <SEP> 8,1 <SEP> 18 <SEP> 31,8 <SEP> 49,6
<tb> dP <SEP> gaz <SEP> + <SEP> solide <SEP> à <SEP> travers <SEP> les <SEP> cyclones <SEP> 4,4 <SEP> 8,3 <SEP> 13,7 <SEP> 20,7
<tb> (MPa)
<tb> débit <SEP> de <SEP> gaz <SEP> à <SEP> travers <SEP> les <SEP> cyclones <SEP> 236 <SEP> 353 <SEP> 471 <SEP> 589
<tb> (m3/sec)
<tb> débit <SEP> de <SEP> poudre <SEP> dans <SEP> les <SEP> conduites <SEP> 6735 <SEP> 33318 <SEP> 92426 <SEP> 209435
<tb> simples <SEP> (kg/hr)
<tb> transport <SEP> dans <SEP> les <SEP> conduites <SEP> simples <SEP> dilué <SEP> dilué <SEP> dilué <SEP> dilué
<tb> (dilué <SEP> / <SEP> dense)
<tb> masse <SEP> volumique <SEP> dans <SEP> les <SEP> conduites <SEP> 55 <SEP> 104 <SEP> 171 <SEP> 259
<tb> simples <SEP> (en <SEP> phase <SEP> diluée) <SEP> (kg/m3)
<tb> temps <SEP> de <SEP> séjour <SEP> dans <SEP> les <SEP> conduites <SEP> 7.6 <SEP> 2.9 <SEP> 1.7 <SEP> 1.2
<tb> simples <SEP> (sec.)
<tb> vitesse <SEP> des <SEP> particules <SEP> entre <SEP> les <SEP> 1.9 <SEP> 9.3 <SEP> 25.7 <SEP> 58.2
<tb> cyclones <SEP> et <SEP> le <SEP> réacteur <SEP> (m/s)
<tb> risque <SEP> d'agglomération <SEP> en <SEP> cas <SEP> de <SEP> faible <SEP> faible <SEP> faible <SEP> faible
<tb> polymérisation <SEP> (élevé <SEP> / <SEP> moyen <SEP> / <SEP> faible) Les résultats présentés dans la Table 5 permettent de caractériser un écoulement du transport de fines particules solides en phase diluée à partir d'une vitesse de fluidisation égale à 0,4 m/s.

Dans le cas des exemples 19 et 20, il serait possible et avantageux d'augmenter diamètre des conduites simples. Il est commun d'utiliser des cyclones avec une vitesse de gaz élevée à l'entrée basse à la sortie. Dans la série d'exemples de 1 à 16, la vitesse à l'entrée variait entre 20 et 30 m/sec et la vitesse à la sortie variait entre 10 et 15 m/sec. Dans ce cas, la plus grande partie de la perte de charge du cyclone se situait à l'entrée de celui ci. En conséquence pour obtenir un équilibre des pressions au niveau de la conduite simple la longueur de ladite conduite devait être en rapport avec cette perte de charge élevée à l'entrée du cyclone. De ce fait la transition d'un écoulement en phase dense vers un écoulement en phase diluée était plus difficile. Dans la série d'exemples de 17 à 20, des cyclones ont été choisis avec des dimensions permettant d'obtenir une vitesse à l'entrée desdits cyclones de 8 à 14 m/sec et avec une vitesse à la sortie plus élevée pour maintenir l'efficacité globale dudit cyclone. De ce fait, la plus grande partie de la perte de charge du cyclone se situait au niveau de la sortie dudit cyclone, réduisant ainsi l'impact de la perte de charge sur l'équilibre des pressions au niveau de la conduite simple, permettant aussi de réduire la longueur de la conduite simple et favorisant en même temps le passage d'un écoulement en phase dense vers un écoulement en phase diluée. Exemples C21, 22 et 23 Ces exemples sont basés sur des essais menés sur une poudre de polyéthylène en utilisant un dispositif expérimental dans des conditions opératoires proches des conditions de polymérisation. Le dispositif utilisé comprenait # un réacteur à lit fluidisé de forme cylindrique ayant un diamètre égal ' 30 cm, et une hauteur égale à 1 m, muni à sa base d'une grille de distribution, # un cyclone dont les dimensions sont données dans la colonne CYC3 la Table 1, à une hauteur égale à 5 m au-dessus du réacteur et dont l'entrée est reliée au sommet réacteur par une conduite de diamètre égal à 0,01m, une conduite cylindrique reliant la base du cyclone au réacteur, ayant un diamètre interne égal à 0,05 m, ladite conduite débouchant à une hauteur, par rapport à la grille de distribution du réacteur à lit fluidisé, égale à 0,9m.

Les caractéristiques de la poudre de polyéthylène utilisée sont données dans la colonne PE2 de la Table 2. La densité des particules a été mesurée par porosimétrie au mercure selon la norme britannique BS7591 (Porosity and Pore Size Distribution of Materials et Method of Evaluation by Mercury Porosimetry) en utilisant l'appareil "Micromeritics Autopore 1119420 ". L'analyse a été effectuée dans une plage de pression de 0,0034 à 408 MPa absolu. Pour les calculs, il a été considéré que la tension de surface du mercure était de 485 dyne/cm et que l'angle de contact de 130 . Les échantillons de 0.8 gramme ont été séchés avant l'analyse à 60 C dans un four sous vide. La densité du polymère (helium skeleton density) a été mesurée à l'aide de l'appareil "Micrometrics AccuPyc 1330 Pycnometer ". Les échantillons ont été séchés avant l'analyse dans un four sous vide à 60 C.

Le facteur de forme a été déterminé par imagerie optique. L'appareil utilisé est un "Noram Voyager Feature Sizer, Modèle TN-98-606H3/54S " avec une résolution spécifique de 154. diamètres de particule ont été mesurés par l'appareil: "Malvern Series 2600C Partical Sizer " fabriqué par Malvern Intruments. table 6 présente les conditions opératoires pour différentes valeurs de vitesse de fluidisation.

Table <SEP> 6
<tb> C21 <SEP> 22 <SEP> 23
<tb> pression <SEP> dans <SEP> le <SEP> réacteur <SEP> (MPa) <SEP> 2,2 <SEP> 2,2 <SEP> 2,2
<tb> température <SEP> dans <SEP> le <SEP> réacteur <SEP> ( C) <SEP> 60 <SEP> 63 <SEP> 65
<tb> vitesse <SEP> de <SEP> fluidisation <SEP> (m/s) <SEP> 0,45 <SEP> 0,62 <SEP> 0,78
<tb> MVAf <SEP> (kg/m3) <SEP> 250 <SEP> 233.3 <SEP> 133
<tb> MVA <SEP> (kg/m3) <SEP> 277 <SEP> 254.2 <SEP> 162.
<tb> pression <SEP> différentielle <SEP> du <SEP> cyclone <SEP> (MPa) <SEP> 0,0012 <SEP> 0,0023 <SEP> 0,0049
<tb> temps <SEP> de <SEP> séjour <SEP> dans <SEP> la <SEP> conduite <SEP> (secondes) <SEP> 79.5 <SEP> 28.5 <SEP> 7.4
<tb> hauteur <SEP> du <SEP> culot <SEP> de <SEP> poudre <SEP> 0,9 <SEP> NA
<tb> (en <SEP> absence <SEP> de <SEP> phase <SEP> diluée) <SEP> (m)
<tb> type <SEP> de <SEP> transport <SEP> (dilué <SEP> / <SEP> dense) <SEP> dense <SEP> dilué <SEP> dilué
<tb> Note: <SEP> NA <SEP> = <SEP> Non <SEP> Applicable Les résultats présentés dans la Table 6 permettent de caractériser deux types de transports des fines particules solides dans la conduite simple reliant le cyclone réacteur. Pour une vitesse de fluidisation de 0,45 m/sec, les entraînements de fines particules solides n'étaient pas suffisants pour obtenir un transport en phase diluée. Pour des vitesses de fluidisation de 0,62 et 0,78 m/s, le transport des fines particules entre le cyclone et le lit fluidisé était un écoulement en phase diluée avec des temps de séjour plus faibles.

Claims

REVENDICATIONS

1. Procédé de (co-)polymérisation continue en phase gazeuse d'une ou plusieurs oléfines, pour lequel un courant ascendant d'un mélange gazeux, comprenant au moins une oléfine à (co-)polymériser, maintient à l'état fluidisé dans un réacteur de polymérisation des particules de polymère formation, ledit courant entrainant au-dessus du lit fluidisé des fines particules, lesdites fines particules étant substantiellement séparées du mélange gazeux, l'aide d'un séparateur, divisant ainsi ledit courant en (i) un ou plusieurs courants gazeux (A) substantiellement exempt de particules solides qui est refroidi et réintroduit en dessous et/ou dans la partie basse du lit fluidisé, et (ii) un ou plusieurs courants gazeux (B) contenant au moins partie desdites particules qui est introduit dans le, ou au-dessus du, lit fluidisé procédé caractérisé en ce que au moins un des courants gazeux contenant les particules solides est introduit directement dans le lit fluidisé par un transport en phase diluée dans une conduite simple.

2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ou les courants gazeux (B) contenant les particules solides sont introduits directement dans le lit fluidisé par un transport en phase diluée dans une conduite simple sans utiliser d'appareillage de mise en mouvement.

3. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 ou caractérisé en ce que les oléfines sont choisies parmi (a) l'éthylène, (b) le propylène, (c) leur mélange, et une ou plusieurs autres alpha-oléfnes en combinaison avec (a), (b) ou (c).

4. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, caractérisé en ce que le réacteur de polymérisation est maintenu à une température en dessous du point de fusion du (co-)polymère, à une valeur comprise entre 30 et 30 C, préférablement entre 50 et 120 C, spécialement entre 60 et 110 C.

5. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 4, caractérisé en ce que le réacteur de polymérisation est maintenu sous une pression comprise entre 0,1 et 5 MPa, préférablement entre 0,5 et 4 MPa, spécialement entre et 3 MPa.

6. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 5, caractérisé en ce que la vitesse de fluidisation du mélange gazeux est comprise entre 0,2 et 1 m/s, de préférence entre 0,4 et 0,9 m/s, spécialement entre 0,6 et 0,8 m/s.

7. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que le courant gazeux (B) est introduit dans la partie inférieure du lit fluidisé à une hauteur au-dessus de la grille de distribution comprise entre 20 cm et H/2, spécialement entre 40 cm et H/4, H étant la hauteur du lit fluidisé.

8. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 7, caractérisé en ce que on utilise deux cyclones en série, le premier permettant une séparation grossière des fines particules et le deuxième permettant une séparation plus affinée, la première coupe de fines particules générée par le premier cyclone constituant un courant gazeux (B) introduit directement dans la partie basse du lit fluidisé par un transport en phase diluée dans une conduite simple, la deuxième coupe de fines particules générée par le deuxième cyclone constituant un deuxième courant gazeux (B) introduit dans le réacteur de polymérisation par n'importe quel moyen approprié.

9. Appareil pour la polymérisation en phase gazeuse comprenant essentiellement: (i) réacteur de polymérisation à lit fluidisé comportant une section cylindrique et une grille de distribution, (ii) moins un séparateur de fines particules relié à la partie supérieure du réacteur de polymérisation, (iii) boucle de recyclage du gaz du mélange gazeux reliant ou au moins l'un des séparateurs de fines particules à la base du réacteur, cette dernière comprenant un échangeur thermique et un compresseur de gaz, (iv) au moins un ou plusieurs dispositifs d'introduction de particules solides dans le réacteur reliant les séparateurs de fines particules au réacteur de polymérisation, caractérisé en ce que au moins un des dispositifs d'introduction de particules solides dans le réacteur comprend une conduite simple débouchant à l'intérieur du réacteur de polymérisation dans le lit fluidisé.

10. Appareil selon la revendication 9, caractérisé en ce que la conduite simple est exempte de tout appareillage de mise en mouvement.

11. Appareil selon l'une quelconque des revendications 9 ou 10, caractérisé en ce que le réacteur de polymérisation ne comprend pas de zone de tranquillisation.

12. Appareil selon la revendication 11, caractérisé en ce que le réacteur de polymérisation est essentiellement cylindrique.