Brevet FR2984915A1 — publié le 20130628

La présente invention a pour objet un procédé d'hydrogénation sélective d'une charge oléfinique insaturée comprenant 3 ou 4 atomes de carbone, utilisant au moins deux réacteurs permutables en lit fixe contenant chacun au moins un lit catalytique et dans lequel ladite charge oléfinique traverse successivement tous les réacteurs, et dans lequel, chaque fois que l'un des réacteurs est désactivé, le point d'introduction de la charge est déplacé vers l'aval. Les principaux procédés thermiques générant des molécules insaturées sont la viscoréduction et la cokéfaction des résidus pétroliers, le vapocraquage des gaz naturels liquéfiés, des condensats de gaz ou des naphtas, et la pyrolyse des charbons. Les procédés catalytiques les plus répandus générant des 15 insaturés incluent la déshydrogénation des paraffines légères, le reformage catalytique des essences et le craquage catalytique des distillats sous vide. En effet, les procédés de conversion des hydrocarbures tels que le vapocraquage sont opérés à haute température et 20 produisent une grande variété de molécules insaturées telles que l'éthylène, le propylène, les butènes linéaires, l'isobutène, les pentènes ainsi que des molécules insaturées contenant jusqu'à environ 15 atomes de carbone. En parallèle, des composés polyinsaturés tels que l'acétylène, le 25 propadiène et le méthylacétylène (ou propyne), le 1-2 butadiène et le 1-3 butadiène, le vinylacétylène et l'éthylacétylène, et d'autres composés polyinsaturés sont également formés. L'hydrogénation (partielle ou totale, sélective ou non) 30 des hydrocarbures insaturés est une réaction essentielle des opérations de raffinage du pétrole et de production des grands intermédiaires pour la pétrochimie. En effet, il est nécessaire d'éliminer les hydrocarbures les plus insaturés (alcynes, dioléfines) des coupes pétrolières oléfiniques légères pour permettre leur utilisation en pétrochimie ou dans l'industrie des polymères, où des puretés en oléfines très élevées sont exigées. De la même façon, ces composés polyinsaturés, précurseurs de gommes, doivent également être éliminés des coupes essences pour assurer leur stabilité. Ainsi, l'hydrogénation sélective des hydrocarbures insaturés permet d'hydrogéner sélectivement les composés polyinsaturés présents dans la charge à traiter de manière à ce que les composés dioléfiniques soient partiellement hydrogénés en mono-oléfines et que les composés styréniques et indéniques présents dans les coupes essences, soient partiellement hydrogénés en composés aromatiques correspondants. Les unités conventionnelles d'hydrogénation sélective d'hydrocarbures insaturés comprennent généralement une section principale d'hydrogénation comprenant un réacteur catalytique à lit fixe dans lequel les charges hydrocarbures liquides sont mises en contact avec de l'hydrogène gazeux (réacteur bi-phasique, ou monophasique lorsque tout l'hydrogène peut être dissous dans la charge). Un échangeur de chaleur intermédiaire peut être placé en aval du réacteur pour contrôler l'exothermie générée par la réaction d'hydrogénation. Les oléfines hydrogénées (comprenant par exemple 200 à 5000 ppm de méthylacétylène (MA) et de propadiène (PD) pour la coupe C3) sont ensuite séparées des composés gazeux résiduels au moyen d'un ballon séparateur, puis optionnellement redirigées vers une section de finition comprenant un réacteur de finition ou un « splitter » afin d'améliorer encore le rendement de l'hydrogénation (jusqu'à atteindre des teneurs en MAPD inférieures à 10 ppm). Le document FR-A-2810991 décrit, par exemple, un procédé d'hydrogénation d'une coupe hydrocarbures en C4 dans un réacteur catalytique à lit fixe, dans lequel une partie du produit hydrogéné est recyclée en amont du réacteur d'hydrogénation. La réaction d'hydrogénation entraine cependant la formation d'oligomères pouvant conduire au dépôt de gommes à la surface du catalyseur, entrainant sa désactivation progressive. Il en résulte que le catalyseur doit être régénéré pour recouvrer son efficacité. C'est pourquoi ce type d'installation comprend généralement un second réacteur à lit fixe vers lequel la réaction d'hydrogénation est redirigée lorsque le premier réacteur doit être réactivé ou régénéré. Le document US 3,764,633 décrit, par exemple, un procédé d'isomérisation de mono-oléfines contenant une double liaison disposée en extrémité de molécule contenant au moins 4 atomes de carbone et d'hydrogénation sélective simultanée des composés polyinsaturés tels que des dioléfines ou des composés acétyléniques contenus dans la coupe d'hydrocarbures traitée. Le brevet enseigne que le procédé peut mettre en jeu deux réacteurs en parallèle, chacun comprenant par exemple deux lits de catalyseurs séparés par une cloison. Lorsqu'un réacteur fonctionne, l'autre est en phase de régénération du catalyseur. Ce second réacteur libre (aussi appelé « spare » en terminologie anglo-saxonne), bien que présent dans 30 l'installation, n'est donc pas utilisé pour l'hydrogénation des oléfines tant que le catalyseur du premier réacteur n'est pas désactivé. La présente invention propose donc d'optimiser les installations d'hydrogénation sélective d'hydrocarbures insaturés en proposant d'utiliser les réacteurs disponibles en série dans la section principale d'hydrogénation, sans pour autant devoir interrompre le procédé pour la régénération des catalyseurs. Ainsi, la présente demande a pour objet un procédé d'hydrogénation sélective d'une charge oléfinique insaturée comprenant 3 ou 4 atomes de carbone, dans lequel on fait passer, dans des conditions d'hydrogénation, ladite charge oléfinique insaturée et une phase gazeuse comprenant de l'hydrogène sur un catalyseur d'hydrogénation, dans au moins deux réacteurs d'hydrogénation à lit fixe contenant chacun au moins un lit catalytique, lesdits réacteurs d'hydrogénation étant disposés en série pour être utilisés de façon cyclique en répétant, après une étape a) durant laquelle la charge traverse successivement tous les réacteurs d'hydrogénation pendant une durée au plus égale au temps de désactivation de l'un desdits réacteurs, successivement des étapes b), b'), et c) définies ci-après : - une étape b) durant laquelle la charge est introduite dans le réacteur non désactivé situé immédiatement en aval, par rapport au sens de circulation de la charge, du réacteur désactivé, en court-circuitant le réacteur désactivé, pendant une durée au plus égale au temps de désactivation dudit réacteur aval, - une étape b'), simultanée à l'étape b), durant laquelle le catalyseur du réacteur désactivé est régénéré et/ou remplacé par du catalyseur frais, - une étape c) durant laquelle la charge traverse tous les réacteurs d'hydrogénation, le réacteur dont le catalyseur a été régénéré à l'étape b') étant reconnecté de manière à être situé en aval des autres réacteurs par rapport au sens de circulation de la charge, et ladite étape étant réalisée pendant une durée au plus égale au temps de désactivation d'un réacteur. Le procédé d'hydrogénation sélective selon l'invention est mis en oeuvre dans une section principale d'hydrogénation de manière à produire des oléfines hydrogénées comprenant de 200 à 5000 ppm de MAPD, de préférence de 500 à 2000 ppm, et plus préférentiellement de l'ordre de 1000 ppm. Ce procédé peut optionnellement comprendre une étape supplémentaire de finition par laquelle les oléfines seront une nouvelle fois hydrogénées pour finalement ne contenir pas plus de 1 ppm à 100 ppm de MAPD, de préférence de 1 à 10 ppm de MAPD. L'invention décrite ici a pour but d'améliorer les procédés actuels d'hydrogénation sélective en phase liquide de charges oléfiniques insaturées comprenant 3 ou 4 atomes de carbone. L'utilisation en série de tous les réacteurs présents sur l'unité principale d'hydrogénation permet ainsi d'augmenter significativement la capacité de l'unité sans investissement industriel supplémentaire. Ce procédé est donc particulièrement utile lorsqu'on souhaite augmenter la capacité d'unités existantes (« revamping » en terminologie anglo-saxonne) de manière économique. Le procédé selon l'invention permet, en outre, d'améliorer la sélectivité de la réaction d'hydrogénation et d'accroître la durée des temps de cycle en retardant la formation d'oligomères (ou gommes), reportant d'autant la désactivation du catalyseur. A titre d'exemple, sur une période de deux ans, le procédé selon l'invention permet de faire fonctionner la totalité des réacteurs présents sur l'unité pendant au moins 23 mois, en utilisant la totalité de la masse de catalyseur 5 présent dans lesdits réacteurs. En comparaison, les installations classiques fonctionnent avec un seul réacteur, et ont donc une capacité réactionnelle moitié moins importante que celle disponible avec le procédé selon l'invention. Ce réacteur utilisé en continu doit également 10 être régénéré et/ou réactivé environ tous les 2 ans. Charge oléfiniques insaturées Le procédé selon l'invention consiste en l'hydrogénation sélective de charges oléfiniques insaturées comprenant 3 ou 4 15 atomes de carbone, et comprenant notamment des composés comportant des fonctions acétyléniques, diéniques, alkenylaromatiques. La charge utilisée dans le cadre du procédé selon la présente invention est notamment sélectionnée dans le groupe 20 constitué par les coupes C3 ou C4 de vapocraquage. Ces coupes issues du vapocraquage, traitées dans le procédé d'hydrogénation sélective selon l'invention, comportent des hydrocarbures polyinsaturés contenant au moins 3 ou 4 atomes de carbone et ayant un point d'ébullition final 25 allant jusqu'à 250°C. Or, les spécifications concernant les concentrations de ces composés polyinsaturés pour les unités de pétrochimie et de polymérisation sont très basses : de l'ordre de 0,1 à 1000 ppm en poids selon les applications visées. 30 La coupe C3 de vapocraquage peut comprendre : - de 60 à 95% en poids de propylène, de préférence de 88% à 94% en poids, - de 1 à 8% en poids de propadiène (PD) et de méthylacétylène (MA), de préférence de 2 à 8% en 35 poids, le complément à 100% étant essentiellement du propane. Dans certaines coupes C3, entre 0,1 et 2% en poids de C2 et de C4 peut également être présent. Les spécifications sont de l'ordre de 10 ppm en poids de 5 MAPD (Méthylacétylène et Propadiène) pour le propylène qualité « chimique » et moins de 10 ppm en poids, voire jusqu'à 1 ppm en poids, pour la qualité « polymérisation ». La coupe C4 de vapocraquage contient entre 30 et 50% en poids de butadiène. Dans certaines coupes C4, entre 0,1 et 2% 10 en poids de C3 et de C5 peut aussi être présent. L'invention s'applique particulièrement bien à l'hydrogénation sélective d'une charge oléfinique insaturée comprend des oléfines ayant de 3 atomes de carbone, la charge oléfinique comprenant de préférence 60% à 95% en poids de 15 propylène, 2 à 8% en poids de composés polyinsaturés tels que le méthyl-acétylène (MA) et le propadiène (PD), le complément à 100% étant essentiellement du propane. Cette hydrogénation peut s'effectuer en écoulement gaz-liquide en régime à bulles avec un taux de vaporisation 20 volumique en entrée de réacteur allant de 1 à 50 % en volume, de préférence de 5 à 30% en volume ou en écoulement liquide seul, avec un taux de vaporisation volumique en entrée de réacteur allant de 0 et 5 % en volume. 25 Conditions d'hydrogénation Dans le cadre du procédé selon l'invention, la charge oléfinique insaturée est mise en contact avec une phase gazeuse comprenant de l'hydrogène en présence d'un catalyseur d'hydrogénation, dans des conditions, notamment de 30 température, de pression, et de vitesse volumique horaire (VVH), permettant l'hydrogénation. En particulier, le procédé d'hydrogénation sélective est avantageusement effectué sous pression, en phase liquide, en présence d'hydrogène. 35 Le procédé d'hydrogénation sélective selon l'invention est, de préférence, mis en oeuvre dans chaque réacteur à une température allant de 10°C à 80°C, plus préférentiellement de 15 à 65°C. La pression dans chaque réacteur est de préférence de 10 à 40 bar, plus préférentiellement de 15 à 35 bar, étant 5 rappelé qu'lbar = 0,1MPa (0,1 Méga Pascal) dans le système international. La vitesse volumique horaire globale (VVH), définie comme le rapport du débit volumique de la charge fraîche à 15°C sur le volume total de catalyseur présent dans 10 l'ensemble des réacteurs permutables mis en oeuvre, est généralement de 2 h-1 à 100 h-1, de préférence de 5 h-1 à 50 h1 et plus préférentiellement de 10 h-1 à 30h-1. Phase gazeuse 15 Dans le cadre du procédé selon l'invention, la charge oléfinique insaturée est mise en contact avec une phase gazeuse comprenant de l'hydrogène. La charge gazeuse est souvent composée d'un mélange d'hydrogène et d'au moins un autre gaz, inerte pour la 20 réaction selon le procédé de purification utilisé. Cet autre gaz peut, par exemple, être choisi dans le groupe formé par le méthane, l'éthane, le propane, le butane, l'azote, l'argon, le monoxyde de carbone (quelques ppm) et le dioxyde de carbone. Cet autre gaz est préférentiellement du méthane 25 ou du propane, et est plus préférentiellement exempt de monoxyde de carbone. En particulier, lorsque le procédé d'hydrogénation sélective selon l'invention ne comprend pas d'étape supplémentaire de finition, la quantité d'hydrogène est de 30 préférence faiblement en excès par rapport à la valeur stoechiométrique (par rapport à la conversion en MAPD souhaitée), permettant l'hydrogénation sélective des composés polyinsaturés présents dans la charge d'hydrocarbures. Dans ce mode de réalisation, l'excès d'hydrogène est compris 35 généralement entre 1 et 50% en poids, de préférence entre 1 et 30% en poids. La proportion d'hydrogène dans la charge gazeuse est notamment de 60 % à 100 % en poids, et le plus souvent de 80 % à 99,99 % en poids, le complément à 100 % étant l'un des gaz inertes précédemment cités. Selon un mode particulièrement préféré de l'invention, la phase gazeuse est constituée d'hydrogène à 100% en poids. Catalyseur d'hydrogénation Le catalyseur utilisé dans les réacteurs d'hydrogénation selon l'invention peut préférentiellement comprendre au moins un métal du groupe VIII, plus préférentiellement le palladium. Le métal du groupe VIII, de préférence le palladium peut, de préférence, être déposé en croute à la périphérie du support (billes, extrudés), de manière à ce que les composés MAPD réagissent en surface dudit catalyseur et soient convertis en propylène. La répartition en croute est bien connu de l'homme du métier et permet une meilleure sélectivité du catalyseur en ce sens que les MAPD sont bien convertis en propylène, mais le propylène n'est lui pas hydrogéné en propane. De manière particulièrement préférée, le catalyseur utilisé dans les réacteurs d'hydrogénation selon l'invention 25 comprend de 0,01 et 2 % en poids de palladium, de préférence de 0,03 et 0,8 % en poids. De préférence, les catalyseurs d'hydrogénation sélective comprennent, en outre, au moins un métal sélectionné dans le groupe constitué par les alcalins et les alcalino-terreux. 30 Le métal alcalin est généralement sélectionné dans le groupe constitué par le lithium, le sodium, le potassium, le rubidium et le césium, de préférence par le lithium, le sodium et le potassium, de manière très préférée par le sodium et le potassium. De manière encore plus préférée, le 35 métal alcalin est le sodium. Le métal alcalino-terreux est généralement sélectionné dans le groupe constitué par le magnésium, le calcium, le strontium et le baryum, de préférence par le magnésium et le calcium, de manière très préférée par le magnésium. La somme des teneurs en métaux alcalins ou alcalino- terreux va de préférence de 0,05 à 5 % en poids, de préférence de 0,1 à 2 % en poids, par rapport au poids total du catalyseur. Le catalyseur selon l'invention comprend notamment un support poreux comprenant au moins un oxyde réfractaire préférentiellement choisi parmi les oxydes de métaux des groupes IIA, IIIB, IVB, IIIA et IVA selon la notation CAS de la classification périodique des éléments. De manière préférée, ledit support est formé d'au moins un oxyde simple choisi parmi l'alumine (A1203), la silice (Si02), l'oxyde de titane (Ti02), la cérine (Ce02) et la zircone (Zr02). De manière préférée, ledit support est choisi parmi les alumines, les silices et les silices-alumines. De manière particulièrement préférée, le support poreux 20 est une alumine. Selon un mode particulier de réalisation, la surface spécifique du support va de 20 à 210 m2/g, de préférence de 20 à 160 m2/g, et plus préférentiellement de 20 à 150 25 m2/g. Le support poreux peut notamment se présenter sous forme de billes, de trilobes, d'extrudés, de pastilles, ou d'agglomérats irréguliers et non sphériques dont la forme spécifique peut résulter d'une étape de concassage. 30 De manière très avantageuse, le support se présente sous forme de billes ou d'extrudés. De manière encore plus avantageuse, ledit support se présente sous forme de billes. Le volume poreux du support est généralement compris entre 0,1 et 1,5 cm3/g, de préférence compris entre 0,5 et 35 1,3 cm3/g. De préférence, le catalyseur utilisé peut comprendre, en outre, au moins un agent dopant, appartement à la colonne IB du tableau périodique, qui peut être de préférence choisi dans le groupe formé par l'or, l'argent et le cuivre, et plus préférentiellement l'argent. L'agent dopant peut être présent en une quantité allant généralement de 1 à 10 000 ppm en poids, de préférence de 1 à 5 000 ppm en poids et plus préférentiellement de 1 à 2 000 ppm en poids. Réacteurs d'hydrogénation Le procédé d'hydrogénation selon l'invention met en oeuvre, dans une section principale d'hydrogénation, au moins deux réacteurs d'hydrogénation à lit fixe contenant chacun au moins un lit catalytique, lesdits réacteurs d'hydrogénation étant disposés en série pour être utilisés de façon cyclique. De manière plus précise, le débit de phase gazeuse comprenant de l'hydrogène ajusté en entrée de chaque réacteur 20 de manière obtenir le niveau de conversion globale de MAPD souhaité. En effet, lors de l'hydrogénation de la coupe oléfinique insaturée, les composés MAPD réagissent avec l'hydrogène pour former du propylène. Lorsque l'hydrogène est en excès molaire 25 par rapport aux MAPD (ratio H2/MAPD > 1), 100% de la conversion globale souhaitée en MAPD peut être obtenue. En pratique, une partie de l'hydrogène ajouté peut être consommée dans des réactions secondaires conduisant à la formation de propane et d'oligomère. 30 Lorsque l'hydrogène est en défaut, (ratio H2/MAPD Recyclage Selon un mode de réalisation préféré de l'invention, une partie de l'effluent gaz/liquide issu de la section d'hydrogénation (c'est-à-dire issue de la section principale d'hydrogénation lorsque le procédé selon l'invention ne comprend pas d'étape additionnelle de finition ou, issue de la section de finition lorsque le procédé comprend une étape de finition) peut être renvoyée (i.e. recyclée) en mélange avec la charge à hydrotraiter. Selon un autre mode de réalisation préféré de l'invention, dans la section principale d'hydrogénation, une partie de l'effluent gaz/liquide issu d'un réacteur d'hydrogénation aval peut être renvoyée (i.e. recyclée) à l'entrée dudit réacteur et/ou d'un réacteur se situant en amont, de préférence d'un réacteur se situant immédiatement en amont. L'objectif de ces recycles est diluer la charge en entrée du réacteur, pour limiter la formation d'oligomères (ou gommes). Lorsque le procédé selon l'invention met en oeuvre un 25 recyclage, la phase gazeuse comprenant l'hydrogène peut être introduite avant et/ou après l'introduction du recycle. Description détaillée La présente invention est décrite plus en détails à 30 l'aide des figures 1 à 4. La présente invention constitue une amélioration des procédés d'hydrogénation classiques (section principale d'hydrogénation) tels qu'illustrés à la figure 1. Les procédés classiques d'hydrogénation comprennent, 35 comme le montre la figure 1, deux réacteurs d'hydrogénation: un réacteur primaire R1, et un réacteur « spare » R2 en parallèle. Dans ce procédé, une charge oléfinique C3 (coupe C3) est introduite avec la phase gazeuse comprenant de l'hydrogène 5 dans un mélangeur statique M1 de manière à intimement les mêler. Le mélange en sortie de M1 est ensuite envoyé en tête du réacteur d'hydrogénation R1, opéré dans les conditions d'hydrogénation et comprenant un catalyseur d'hydrogénation. La vanne V1 est ainsi ouverte, et la vanne V2 est, quant à 10 elle, fermée. L'effluent gaz/liquide issu de R1 comprend généralement moins de 200 à 5000 ppm de MAPD, de préférence de 500 à 2000 ppm, et plus préférentiellement de l'ordre de 1000 ppm. Cet effluent passe ensuite dans un échangeur de chaleur 15 El pour abaisser sa température de manière à liquéfier les oléfines vaporisées dans le réacteur. Ce mélange est ensuite envoyé un ballon Fl à partir de laquelle on récupère une phase liquide comprenant la charge oléfinique sélectivement hydrogénée. 20 Une partie de la phase liquide contenant la charge oléfinique hydrogénée peut ensuite être recyclée à l'entrée du réacteur R1, pour être mélangée, avec la charge à hydrogéner, à la phase gazeuse comprenant l'hydrogène. Selon un mode particulier de réalisation, la phase 25 liquide contenant la charge oléfinique hydrogénée issue de la section de séparation Fl peut être envoyée vers une section de finition comprenant un réacteur de finition R3 après avoir traversé un mélangeur statique M2 pour être mélangée une nouvelle fois avec une phase gazeuse comprenant de 30 l'hydrogène. Cette étape de finition peut permettre d'abaisser encore la teneur en MAPD dans la charge oléfinique hydrogénée à une valeur allant de lppm à 100 ppm, de préférence de 1 à 10 ppm. Lorsque le réacteur R1 commence à se désactiver, la 35 charge issue du mélangeur M1 est orientée vers le deuxième réacteur R2. Pour cela, la vanne V2 est ouverte, et la vanne V1 est fermée. La charge est ainsi traitée dans le réacteur R2 pendant que R1 est nettoyé, et son catalyseur régénéré. La présente invention, telle qu'illustrée à la figure 2, propose d'utiliser en continu les deux réacteurs R1 et R2 5 présents sur l'unité de la figure 1. Dans le cadre du procédé d'hydrogénation sélective selon l'invention, on fait passer, dans des conditions d'hydrogénation, une charge oléfinique insaturée C3 (coupe C3) et une phase gazeuse comprenant de l'hydrogène sur un 10 catalyseur d'hydrogénation, dans au moins deux réacteurs d'hydrogénation à lit fixe R1 et R2, contenant chacun au moins un lit catalytique, lesdits réacteurs d'hydrogénation R1 et R2 étant disposés en série pour être utilisés de façon cyclique en répétant, après une "étape a" au cours de 15 laquelle la charge traverse successivement le réacteur R1, puis le réacteur R2, pendant une durée au plus égale au temps de désactivation de R1, successivement les étapes b), b'), et c) suivantes : -une "étape b" au cours de laquelle la charge traverse 20 uniquement le réacteur R2, le réacteur R1 étant court-circuité pour régénération et/ou remplacement du catalyseur, -une "étape b' ", simultanée à l'étape b, au cours de laquelle le catalyseur du réacteur R1 est régénéré et/ou remplacé par du catalyseur frais, 25 - une "étape c " au cours de laquelle la charge traverse successivement le réacteur R2, puis le réacteur Rl. Au cours de l'étape a) du procédé, la charge, préalablement mélangée à la phase gazeuse comprenant de l'hydrogène, est introduite par la ligne comportant une vanne 30 V1 ouverte vers le réacteur Rl. Durant cette période les vannes V2, V3, V6 et V7 sont fermées. L'effluent du réacteur R1 est envoyé par une conduite comportant une vanne V5 ouverte et une conduite comportant une vanne V8 ouverte dans le réacteur R2. 35 L'effluent du réacteur R2 est ensuite évacué par la conduite comportant une vanne V4 ouverte. Au cours de l'étape b) du procédé les vannes V1, V3, V5, V6, V7 et V8 sont fermées et la charge est introduite par la ligne comportant une vanne V2 ouverte vers le réacteur R2. Durant cette période l'effluent du réacteur R2 est évacué par la conduite comportant une vanne V4 ouverte. Au cours de cette étape b), on introduit dans le réacteur non désactivé R2, une quantité de charge de 50 à 100% en poids de la quantité de charge fraiche introduite à l'étape a), de préférence de 60 à 100% en poids de la charge fraiche, et plus préférentiellement de 80 à 100% en poids. Le débit d'hydrogène sera ajusté pour respecter les conversions en MAPD souhaitées. Au cours de l'étape c) les vannes V1, V4, V5 et V8 sont fermées et les vannes V2, V3, V6 et V7 sont ouvertes. La charge est introduite par la ligne comportant une vanne V2 ouverte vers le réacteur R2. L'effluent du réacteur R2 est envoyé par la conduite comportant une vanne V6 ouverte dans le réacteur Rl. L'effluent du réacteur R1 est ensuite évacué par la conduite comportant une vanne V3 ouverte. Au cours d'étape d) les vannes V2, V4, V5, V6, V7 et V8 sont fermées et les vannes V1 et V3 sont ouvertes. La charge est introduite par la ligne comportant une vanne V1 ouverte vers le réacteur Rl. Durant cette période l'effluent du réacteur R1 est évacué par la conduite comportant une vanne V3 ouverte. Le cycle recommence ensuite de nouveau. Le Tableau 1 traduit ces permutations en termes d'ouverture et de fermeture des différentes vannes. Tableau 1 : Opération des vannes autour des deux réacteurs primaires. Étape V1 V2 V3 V4 V5 V6 V7 V8 Cycle a R1 Ouvert Fermé Fermé Ouvert Ouvert Fermé Fermé Ouvert + R2 b R2 Fermé Ouvert Fermé Ouvert Fermé Fermé Fermé Fermé c R2 Fermé Ouvert Ouvert Fermé Fermé Ouvert Ouvert Fermé + R1 b R1 Ouvert Fermé Ouvert Fermé Fermé Fermé Fermé Fermé L'effluent gaz/liquide issu de cette section d'hydrogénation comprend généralement moins de 200 à 5000 ppm en poids de composés MAPD, de préférence de 500 à 2000 ppm, et plus préférentiellement de l'ordre de 1000 ppm. Selon un mode préféré de réalisation, au cours des 10 étapes a) ou c), le mélange gaz/liquide issu d'un réacteur d'hydrogénation amont passe par un échangeur de chaleur E2 (refroidisseur) avant d'être envoyé à l'entrée d'un réacteur se situant en aval par rapport au sens de circulation de la charge, de préférence du réacteur se situant immédiatement en 15 aval. La température de l'effluent issu du premier réacteur est ainsi abaissée de manière à liquéfier les oléfines vaporisées dans le réacteur. Cet échangeur de chaleur intermédiaire permet donc de contrôler l'exothermie générée par la réaction d'hydrogénation. 20 Selon un mode de réalisation, la phase gazeuse comprenant de l'hydrogène est introduite en tête du réacteur Rl. Selon un mode préféré de réalisation, la phase gazeuse comprenant de l'hydrogène est introduite pour partie en tête du réacteur R1 et pour partie en tête du réacteur R2, avant 25 ou après l'échangeur (refroidisseur E2). Selon un mode particulier de réalisation, il est possible de prévoir une arrivée supplémentaire de phase gazeuse comprenant de l'hydrogène à l'entrée de chacun des réacteurs (au niveau de la ligne comprenant la vanne V2) en cas d'avarie de la première arrivée de phase gazeuse comprenant de l'hydrogène située à l'entrée du premier réacteur (au niveau de la ligne comprenant la vanne V1). Selon un autre mode préféré de réalisation, on peut 5 ajouter aux étapes du procédé précédemment décrites, une étape supplémentaire a'), avant l'étape b), durant laquelle une partie de la charge oléfinique insaturée alimente un réacteur amont et le reste de la charge alimente au moins un des réacteurs situés en aval dudit réacteur amont, pendant 10 une durée au plus égale au temps de désactivation de l'un desdits réacteurs, ce qui permet notamment une permutation progressive des réacteurs. Selon encore un autre mode préféré de réalisation, une partie de l'effluent gaz/liquide issu d'un réacteur 15 d'hydrogénation aval peut être renvoyée (i.e. recyclée) à l'entrée dudit réacteur et/ou d'un réacteur se situant en amont, de préférence d'un réacteur se situant immédiatement en amont. Dans ce mode de réalisation, en sortie de chaque 20 réacteur, une partie (ou un pourcentage) de l'effluent gaz/liquide peut être recyclée. Ainsi, sur la figure 2, lorsque la charge traverse successivement le réacteur R1 et le réacteur R2 ("étape a"), un pourcentage de l'effluent gaz/liquide en sortie du 25 réacteur R1 peut être recyclé à l'entrée dudit réacteur R1 via l'ouverture de la vanne V7. De la même manière, lorsque la charge traverse successivement le réacteur R2 puis le réacteur R1 ("étape c"), un pourcentage de l'effluent gaz/liquide en sortie du 30 réacteur R2 peut être recyclé à l'entrée dudit réacteur R2 via l'ouverture de la vanne V8. Le taux de recyclage, défini comme le rapport du débit massique de recycle sur le débit massique de charge entrant dans le réacteur, peut notamment être d'environ 1:10 à 35 environ 3:1, de préférence 1 :3 à 2: 1. De même que dans les procédés d'hydrogénation de l'art antérieur illustrés à la figure 1, le mélange gaz/liquide issu de l'unité d'hydrogénation selon l'invention peut ensuite être envoyé dans un ballon à partir duquel on récupère une phase gazeuse, une phase aqueuse que l'on élimine et une phase liquide comprenant la charge oléfinique hydrogénée. Une partie de la phase liquide contenant la charge 10 oléfinique hydrogénée peut ensuite être renvoyée à l'entrée du réacteur R1, pour être recyclée en mélange avec la charge à hydrogéner. Le taux de recyclage, défini comme le rapport du débit volumique de recycle sur le débit volumique de charge entrant 15 dans le premier réacteur, peut alors être d'environ 1:10 à environ 3:1, de préférence 1 :3 à 2: 1. La figure 3 illustre un mode particulier de réalisation de l'invention, dans lequel on propose d'utiliser trois 20 réacteurs R1, R2 et R3 en continu. Ce procédé d'hydrogénation comprend, après une "étape a" au cours de laquelle la charge traverse successivement le réacteur R1, le réacteur R2, puis le réacteur R3, une série de cycles successifs : 25 1" cycle : - une "étape b" au cours de laquelle la charge traverse le réacteur R2 puis le réacteur R3, le réacteur R1 étant court-circuité pour régénération et/ou remplacement du catalyseur, 30 - une "étape b' ", simultanée à l'étape b, au cours de laquelle le réacteur R1 est régénéré et/ou son catalyseur est remplacé, - une "étape c" au cours de laquelle la charge traverse successivement le réacteur R2, le réacteur R3, puis le 35 réacteur R1, 2e cycle : -une nouvelle "étape b" au cours de laquelle la charge traverse le réacteur R3 puis le réacteur R1, le réacteur R2 étant court-circuité pour régénération et/ou remplacement du 5 catalyseur, -une nouvelle "étape b' ", simultanée à l'étape b, au cours de laquelle le réacteur R2 est régénéré et/ou son catalyseur est remplacé, - une nouvelle "étape c" au cours de laquelle la charge 10 traverse successivement le réacteur R3, le réacteur R1, puis le réacteur R2. 3e cycle : -une nouvelle "étape b" au cours de laquelle la charge traverse le réacteur R1 puis le réacteur R2, le réacteur R3 15 étant court-circuité pour régénération et/ou remplacement du catalyseur, -une nouvelle "étape b' ", simultanée à l'étape b, au cours de laquelle le réacteur R3 est régénéré et/ou son catalyseur est remplacé, 20 - une nouvelle "étape c" au cours de laquelle la charge traverse successivement le réacteur R1, le réacteur R2, puis le réacteur R3 (correspondant à l'étape a)). Le cycle recommence ensuite de nouveau. Le Tableau 2 25 traduit ces permutations en termes d'ouverture et de fermeture des différentes vannes. Tableau 2 : Opération des vannes autour des trois réacteurs primaires. Étape V1 V2 V3 V4 V5 V6 V7 V8 V9 V V V V V V Cycle 10 11 12 13 14 15 a R1 + 0* F* F 0 0 F F F 0 0 F OF F F R2 + R3 b RR32 + F F F F F OF F 0 0 F OF F F c R2 + F 0 F F F OF F 0 0 F F F 00 R3 + R1 b RR13 + F 0 F F F FF F F F OF F 00 c R3 + F F F 0 0 F 0 F F F OF F 00 R1 + R2 b RR21 + 0 F F 0 0 FO F F F F F F F F *0 = Ouvert *F = Fermé Selon encore un autre mode préféré de réalisation, une partie de l'effluent gaz/liquide issu d'un réacteur d'hydrogénation aval peut être renvoyée (i.e. recyclée) à l'entrée dudit réacteur. On peut ainsi diluer la charge en entrée du réacteur amont, pour éviter la formation d'oligomères (ou gommes). Dans ce mode de réalisation, en sortie de chaque réacteur, une partie (ou un pourcentage) de l'effluent gaz/liquide peut être recyclée. Ainsi, sur la figure 3, lorsque la charge traverse successivement le réacteur R1, le réacteur R2, puis le réacteur R3 ("étape a"), un pourcentage de l'effluent gaz/liquide en sortie du réacteur R1 peut être recyclé à l'entrée dudit réacteur R1 via l'ouverture de la vanne V3 et/ou un pourcentage de l'effluent gaz/liquide en sortie du réacteur R2 peut être recyclé à l'entrée dudit réacteur R2 via l'ouverture de la vanne V8 et/ou un pourcentage de l'effluent gaz/liquide en sortie du réacteur R3 peut être recyclé à l'entrée dudit réacteur R3 via l'ouverture de la vanne V13. Le taux de recyclage, défini comme le rapport du débit volumique de recycle sur le débit volumique de charge entrant 5 dans le réacteur, peut notamment être d'environ 1:10 à environ 3:1, de préférence 1 :3 à 2 :1. La figure 4 illustre un mode particulier de réalisation de l'invention illustré à la figure 3, dans lequel on propose 10 d'utiliser trois réacteurs R1, R2 et R3 en continu et où un recycle interne est prévu pour chaque réacteur. En effet, selon encore un autre préféré de réalisation de l'invention, une partie de l'effluent gaz/liquide issu d'un réacteur d'hydrogénation aval peut être renvoyée (i.e. 15 recyclée) à l'entrée dudit réacteur (comme illustré à la figure 3) et/ou d'un réacteur se situant en amont, de préférence à l'entrée du premier réacteur traversé par la charge sur le cycle considéré. La recycle peut alors être effectuée, selon une première 20 option, après l'échangeur mais avant l'injection d'hydrogène (illustrée alors en pointillés sur la figure 4). Ainsi, sur la figure 4, lorsque la charge traverse successivement le réacteur R1, le réacteur R2, puis le réacteur R3 ("étape a"), un pourcentage de l'effluent 25 gaz/liquide en sortie du réacteur R2 peut être recyclé à l'entrée dudit réacteur R1 via l'ouverture de la vanne V16. De la même manière, lorsque la charge traverse successivement le réacteur R2, le réacteur R3, puis le réacteur R1 ("étape c"), un pourcentage de l'effluent 30 gaz/liquide en sortie du réacteur R3 peut être recyclé à l'entrée dudit réacteur R2 via l'ouverture de la vanne V17. Enfin, lorsque la charge traverse successivement le réacteur R3, le réacteur R1, puis le réacteur R2 ("étape c"), un pourcentage de l'effluent gaz/liquide en sortie du 35 réacteur R1 peut être recyclé à l'entrée dudit réacteur R3 via l'ouverture de la vanne V18. Le taux de recyclage, défini comme le rapport du débit volumique de recycle sur le débit volumique de charge entrant dans le réacteur, peut notamment être d'environ 1:10 à environ 3:1, de préférence 1 :3 à 2 :1. Les figures 2, 3 et 4 illustrent des modes de réalisation du procédé selon l'invention dans lesquels 2 ou 3 réacteurs d'hydrogénations sont utilisés en série dans la section principale d'hydrogénation. Ces modes de réalisation sont non limitatifs, et le procédé selon l'invention pourrait ainsi être mis en oeuvre avec un nombre non limité de n réacteurs en série. Exemples Exemple 1 selon l'art antérieur Une charge oléfinique insaturée comprenant 91% de propylène, 4% de propane, 3% de méthyl-acétylène et 2% de propadiène a été traité 20 qu'illustré à la figure suivantes : - débit de charge : - Composition de par un procédé d'hydrogénation tel 1, dans les conditions opératoires 50 m3/h la phase gazeuse comprenant de l'hydrogène: 93% H2, 7% CH4 25 - Débit total d'hydrogène : 751 Nm3/h (H2+CH4) - VVH, définie comme le rapport du débit volumique de charge fraîche à 15°C au volume de catalyseur : 15h-1. - Volume de catalyseur de 3 m3 dans un réacteur de 1000 mm diamètre (réacteur principal, catalyseur actif), 30 - Réserve de catalyseur de 3 m3 dans un réacteur de 1000 mm diamètre (réacteur spare, catalyseur inactif), - Débit de recycle : 49,3 m3/h - Pression absolue en entrée réacteur : 23 Bars. - Température en entrée réacteur : 30°C 35 L'objectif dans cet exemple est d'abaisser la teneur en MAPD (méthyl-acétylène et propadiène) à 1000 ppm en sortie du réacteur. Dans ce mode de réalisation, un seul réacteur est utilisé pour l'hydrogénation. 100% de la conversion souhaitée en MAPD (concentration d'entrée amenée à 1000 ppm) doit donc être effectuée dans ce réacteur. La composition de la charge en sortie du réacteur est la 10 suivante : - MAPD : 1000 ppm - C6+ (oligomères) : 0,43% - Propane : 4,08% - Propylène : 94,79% 15 Le procédé selon le présent exemple permet donc d'hydrogéner la charge oléfinique avec une sélectivité de 80,8% du propylène par rapport aux MAPD. 20 Exemple 2 selon l'invention La même charge oléfinique que celle traitée dans l'exemple 1 (comparatif) a été traitée par un procédé d'hydrogénation selon l'invention, comprenant deux réacteurs en série, tel qu'illustré à la figure 2. La même masse de 25 catalyseur que celle utilisée dans le réacteur principal de l'exemple 1 a été répartie à moitié dans le premier réacteur, et à moitié dans le second réacteur, de manière à comparer le procéder de l'exemple 1 (comparatif) et celui de l'exemple 2 (selon l'invention) à iso-teneur en catalyseur actif. 30 Les conditions opératoires sont suivantes : - débit de charge : 50 m3/h - Composition de la phase gazeuse comprenant de l'hydrogène: 93% H2, 7% CH4 - Débit total d'hydrogène : 740 Nm3/h (H2+CH4) 35 - VVH, définie comme le rapport du débit volumique de charge fraîche à 15°C au volume de catalyseur : 30h-1 dans chaque réacteur. L'augmentation de la VVH est imposée par la diminution du volume de catalyseur dans chaque réacteur. - Diamètre des réacteurs de 1080 mm, - Débit de recycle : 50,8 m3/h - Pression absolue dans les réacteurs : 23 Bars. - Température d'entrée dans le ter réacteur : 30°C - Température d'entrée dans le 2e réacteur : 35°C L'objectif dans cet exemple est d'abaisser la teneur en MAPD (méthyl-acétylène et propadiène) à 1000 ppm en sortie du 2e réacteur. 50% de la conversion globale souhaitée en MAPD (concentration d'entrée amenée à 1000 ppm) est effectuée dans chacun des réacteurs. La composition de la charge en sortie du 2e réacteur est la suivante : - MAPD : 1000 ppm - C6+ (oligomères) : 0,31% - Propane : 4,18% - Propylène : 94,98% Le procédé selon l'invention (exemple 2) permet donc d'hydrogéner la charge oléfinique avec une sélectivité de 83,5% du propylène par rapport aux MAPD. Un gain très notable est par ailleurs observé sur la teneur finale en oligomères, ce qui permet d'augmenter le temps de cycle dans le procédé selon l'invention. Exemple 3 selon l'invention Un débit de charge doublé et une composition identique à la charge oléfinique traitée dans l'exemple 1 (comparatif) a été traitée par un procédé d'hydrogénation selon l'invention, comprenant deux réacteurs en série, tel qu'illustré à la figure 2. La même masse globale de catalyseur (actif + inactif) que celle utilisée dans le réacteur de l'exemple 1 a été répartie à moitié dans le premier réacteur, et à moitié dans le second réacteur, de manière à comparer le procéder de l'exemple 1 (comparatif) et celui de l'exemple 2 (selon l'invention) à iso-teneur en catalyseur. Cette fois, la VVH a été maintenue identique à celle utilisée dans l'exemple 1 (comparatif) Les conditions opératoires sont suivantes : - débit de charge : 100 m3/h - Composition de la phase gazeuse comprenant de l'hydrogène: 93% H2, 7% CH4 - Débit total d'hydrogène : 1480 Nm3/h (H2+CH4) - VVH, définie comme le rapport du débit volumique de charge fraîche à 15°C au volume de catalyseur : 15h-1 dans chaque réacteur. - Diamètre des réacteurs de 1520 mm, - Débit de recycle : 101,6 m3/h - Pression absolue dans les réacteurs : 23 Bars. - Température d'entrée dans le l'r réacteur : 30°C - Température d'entrée dans le 2e réacteur : 35°C L'objectif dans cet exemple est d'abaisser la teneur en MAPD (méthyl-acétylène et propadiène) à 1000 ppm en sortie du 2e réacteur. 50% de la conversion globale souhaitée en MAPD (concentration d'entrée amenée à 1000 ppm) est effectuée dans chacun des réacteurs. La composition de la charge en sortie du 2e réacteur est la suivante : - MAPD : 1000 ppm - C6+ (oligomères) : 0,31% - Propane : 4,18% - Propylène : 94,98% Le procédé selon l'invention (exemple 3) permet donc 35 d'hydrogéner la charge oléfinique avec une sélectivité de 83,5% du propylène par rapport aux MAPD. En outre, en utilisant tout le catalyseur disponible, il est possible de traiter un débit double de charge, sans perte de sélectivité. Le procédé selon la présente invention est donc particulièrement intéressant lorsqu'on souhaite augmenter, à moindre coût, la capacité d'une unité existante (revamping). Exemple 4 selon l'invention La même charge oléfinique que celle traitée dans l'exemple 1 (comparatif) a été traitée par un procédé d'hydrogénation selon l'invention, comprenant deux réacteurs en série, tel qu'illustré à la figure 2, chaque réacteur ayant une taille deux fois plus petite que la taille du réacteur utilisé dans l'exemple 1 (comparatif). La même masse de catalyseur que celle utilisée dans le réacteur de l'exemple 1 a été répartie à moitié dans le premier réacteur, et à moitié dans le second réacteur, de manière à comparer le procéder de l'exemple 1 (comparatif) et celui de l'exemple 2 (selon l'invention) à iso-teneur en catalyseur. Cette fois, le débit d'H2 n'a pas été limité, et le taux d'hydrogénation n'a pas été fixé à 1000 ppm. Les conditions opératoires sont suivantes : - débit de charge : 50 m3/h - Composition de la phase gazeuse comprenant de l'hydrogène: 93% H2, 7% CH4 - Débit total d'hydrogène : 751 Nm3/h (H2+CH4) - VVH, définie comme le rapport du débit volumique de charge au volume de catalyseur : 30h-1 dans chaque réacteur. - Diamètre des réacteurs de 1070 mm, - Débit de recycle : 50 m3/h - Pression absolue dans les réacteurs : 23 Bars. - Température d'entrée dans le ler réacteur : 30°C - Température d'entrée dans le 2e réacteur : 35°C35 La composition de la charge en sortie du 2e réacteur est la suivante : - MAPD : 570 ppm (50,3% de la conversion globale souhaitée dans le premier réacteur, 49,7% dans le second réacteur) - C6+ (oligomères) : 0,32% - Propane : 4,20% - Propylène : 94,99% Le procédé selon l'invention (exemple 4) permet donc d'hydrogéner la charge oléfinique avec une sélectivité de 83,0% du propylène par rapport aux MAPD. Ainsi, à iso teneur en catalyseur et en hydrogène, pour un même débit de charge traité, le procédé selon l'invention 15 permet d'augmenter la conversion des MAPD, en maintenant une bonne sélectivité. REVENDICATIONS1. Procédé d'hydrogénation sélective d'une charge oléfinique insaturée comprenant 3 ou 4 atomes de carbone ou 5 moins, dans lequel on fait passer, dans des conditions d'hydrogénation, ladite charge oléfinique insaturée et une phase gazeuse comprenant de l'hydrogène sur un catalyseur d'hydrogénation, dans au moins deux réacteurs d'hydrogénation à lit fixe contenant chacun au moins un lit catalytique, 10 lesdits réacteurs d'hydrogénation étant disposés en série pour être utilisés de façon cyclique en répétant, après une étape a) durant laquelle la charge traverse successivement tous les réacteurs d'hydrogénation pendant une durée au plus égale au temps de désactivation de l'un desdits réacteurs, 15 successivement des étapes b), b'), et c) définies ci-après : - une étape b) durant laquelle la charge est introduite dans le réacteur non désactivé situé immédiatement en aval, par rapport au sens de circulation de la charge, du réacteur désactivé, en court-circuitant le réacteur 20 désactivé, pendant une durée au plus égale au temps de désactivation dudit réacteur aval, - une étape b'), simultanée à l'étape b), durant laquelle le catalyseur du réacteur désactivé est régénéré et/ou remplacé par du catalyseur frais, 25 - une étape c) durant laquelle la charge traverse tous les réacteurs d'hydrogénation, le réacteur dont le catalyseur a été régénéré à l'étape b') étant reconnecté de manière à être situé en aval des autres réacteurs par rapport au sens de circulation de la charge, et ladite 30 étape étant réalisée pendant une durée au plus égale au temps de désactivation d'un réacteur. 2. Procédé selon la revendication 1 comprenant, avant l'étape b), une étape supplémentaire a') durant laquelle une partie de la charge oléfinique insaturée alimente un réacteur amont et le reste de la charge alimente au moins un des réacteurs situés en aval dudit réacteur amont, pendant une durée au plus égale au temps de désactivation de l'un desdits réacteurs. 3. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2, dans lequel, durant l'étape b), on introduit dans le réacteur non désactivé, une quantité de charge de 50 à 100% en poids de la quantité de charge fraiche introduite à l'étape a), de préférence de 60 à 100% en poids, et plus préférentiellement de 80 à 100 % en volume. 4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel le mélange gaz/liquide issu d'un réacteur d'hydrogénation amont passe par un échangeur de chaleur (refroidisseur) avant d'être envoyé à l'entrée d'un réacteur se situant en aval, de préférence d'un réacteur se situant immédiatement en aval. 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, dans lequel la phase gazeuse comprenant l'hydrogène est, de préférence, au moins introduite en tête du premier réacteur traversé par la charge, et peut avantageusement être également introduite en tête de chaque réacteur d'hydrogénation, avant ou après l'échangeur lorsque celui-ci est présent. 6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5, dans lequel une partie de l'effluent gaz/liquide issu d'unréacteur d'hydrogénation aval est renvoyée à l'entrée dudit réacteur et/ou d'un réacteur se situant en amont, de préférence d'un réacteur se situant immédiatement en amont. 7. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6, dans lequel une partie de la phase liquide contenant la charge oléfinique hydrogénée récupérée après le dernier cycle est recyclée en mélange avec la charge à hydrogéner. 8. Procédé selon la revendication 7, dans lequel le taux de recyclage global, défini comme le rapport du débit volumique de recycle sur le débit volumique de charge fraiche entrant dans le réacteur, est d'environ 1:10 à environ 3:1, de préférence 1 :3 à 2 :1. 9. Procédé selon l'une quelconque des revendications 6 à 8, dans lequel la totalité ou la partie non recyclée de la phase liquide contenant la charge oléfinique hydrogénée récupérée après le dernier cycle sont envoyés vers une section de finition, comprenant - un « splitter » ou - un « réacteur de finition» précédé d'un mélangeur statique M2 pour mélanger une nouvelle fois la charge oléfinique hydrogénée avec une phase gazeuse comprenant de l'hydrogène. 10. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 9, dans lequel l'hydrogénation s'effectue en écoulement gaz-liquide en régime à bulles avec un taux de vaporisation volumique en entrée de réacteur allant de 1 à 50 % en volume, de préférence allant de 5 à 30% en volume ou en écoulementliquide seul, avec un taux de vaporisation volumique en entrée de réacteur allant de 0 à 5 % en volume. 11. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 5 10, dans lequel la charge oléfinique insaturée comprend des oléfines ayant de 3 atomes de carbone, la charge oléfinique comprenant de préférence 60% à 95% en poids de propylène, 2 à 8% en poids de composés polyinsaturés tels que le méthylacétylène (MA) et le propadiène (PD), le complément à 100% 10 étant essentiellement du propane. 12. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 10, dans lequel la charge oléfinique insaturée comprend des oléfines ayant de 4 atomes de carbone, la charge oléfinique 15 comprenant de préférence de 30 à 50% de butadiène. 13. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 12, dans lequel au moins l'un des réacteur(s) contient au moins deux lits de catalyseur, et dans lequel la phase 20 gazeuse comprenant de l'hydrogène est introduite pour partie en mélange avec la charge oléfinique insaturée avant le premier lit de catalyseur, et pour partie avant le ou les lits suivants contenus dans ledit réacteur. 25 14. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 13, dans lequel la proportion d'hydrogène dans la charge gazeuse est notamment de 60 % à 100 % en poids, et le plus souvent de 80 % à 99,99 % en poids, le complément à 100% étant un gaz inerte pouvant être choisi dans le groupe formé 30 par le méthane, l'éthane, le propane, le butane, l'azote, l'argon, le monoxyde de carbone et le dioxyde de carbone (quelques ppm). 15. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 14, dans lequel le débit de phase gazeuse comprenant de l'hydrogène est ajusté en entrée de chaque réacteur de 5 manière à obtenir le niveau de conversion globale de MAPD souhaité. 16. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 15, dans lequel la charge liquide et la phase gazeuse 10 comprenant de l'hydrogène introduites en tête d'un des réacteurs traversent un mélangeur statique avant d'être introduits dans ledit réacteur. 17. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 15 16, dans lequel les catalyseurs d'hydrogénation utilisés sont identiques ou différents dans chaque réacteur d'hydrogénation, et comprennent au moins un métal noble du groupe VIII, de préférence du palladium, déposé en croute sur un support minéral, de préférence de l'alumine. 20 18. Procédé selon la revendication 17, dans lequel le catalyseur contient au moins un agent dopant appartement à la colonne IB du tableau périodique choisi dans le groupe formé par l'or, l'argent et le cuivre, de préférence l'argent, en 25 une quantité allant de 1 à 10 000 ppm en poids, par rapport au support. 19. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 18, dans lequel d'hydrogénation est opérée, dans chaque 30 réacteur, à une température allant de 10°C à 80°C, plus préférentiellement de 15 à 65°C et à une pression de 10 à 40 bar, plus préférentiellement de 15 à 35 bar. 20. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 18, dans lequel la vitesse volumique horaire globale (VVH), définie comme le rapport du débit volumique de la charge fraîche à 15°C sur la masse totale de catalyseur présent dans l'ensemble des réacteurs permutables mis en oeuvre, est généralement de 2 h-1 à 100 h-1, de préférence de 5 h-1 à 50 h1 et plus préférentiellement de 10 h-1 à 30h-1.