Brevet FR3123354A1 — publié le 20221202

La présente invention concerne un procédé d'oligomérisation dans un réacteur à zones de diamètres variables comprenant une étape de recyclage d'un solvant préalablement refroidi. PROCEDE D'OLIGOMERISATION DANS UN REACTEUR A ZONES DE DIAMETRES VARIABLES COMPRENANT UNE ETAPE DE RECYCLAGE D'UN SOLVANT PREALABLEMENT REFROIDI La présente invention concerne un procédé d’oligomérisation d’une charge oléfinique mis en œuvre dans un réacteur à zones de diamètre variable dans lequel une fraction solvant issue d’une étape aval de séparation est refroidie et recyclée. En particulier, la présente invention concerne un procédé d’oligomérisation d’une charge oléfinique gazeuse, de préférence d’éthylène gazeux, en alpha-oléfines linéaires telles que le but-1-ène, le hex-1-ène, ou l’oct-1-ène ou un mélange d’alpha-oléfines linéaires. Art antérieur L’invention concerne le domaine de l’oligomérisation visant à produire des alpha-oléfines utilisées comme co-monomère des procédés de production de polyéthylène. La réaction d’oligomérisation est couramment réalisée dans un procédé de catalyse homogène en phase liquide dans un réacteur bi-phasique gaz/liquide, en général avec une mise en œuvre dans une colonne à bulles. La réaction d’oligomérisation est fortement exothermique, il est courant de réguler la température de réaction par la mise en œuvre d’un refroidissement externe. Un réacteur peut être couplé à une ou plusieurs boucle(s) de recirculation afin de soutirer une fraction liquide, de la refroidir par un ou des échangeurs, et de la réintroduire dans le réacteur. Ladite boucle de recirculation permet d’obtenir une bonne homogénéité des concentrations et de contrôler la température dans l’ensemble du volume réactionnel. Le brevet EP2703373 propose un procédé de trimérisation de l’éthylène en hexène-1 permettant de diminuer le coût des installations en limitant la consommation énergétique liée à la boucle de recirculation. Pour cela, une fraction de fond composée principalement de solvant issue de la section de séparation est utilisée dans l’échangeur thermique de la boucle de recirculation et également pour le rebouillage du fond d’une colonne de la section de séparation. Un inconvénient rencontré lors de la mise en œuvre de réacteur bi-phasique gaz/liquide dans des procédés d’oligomérisation par exemple d’éthylène est la gestion du ciel gazeux, correspondant à la partie supérieure du réacteur à l’état gazeux. Ledit ciel gazeux comprend les composés gazeux peu solubles dans la phase liquide, des composés partiellement solubles dans le liquide mais inertes, ainsi que de l’éthylène gazeux non dissous dans ledit liquide. Le passage de l’éthylène gazeux de la partie inférieure liquide de l’enceinte réactionnelle vers le ciel gazeux est un phénomène appelé perçage. Or le ciel gazeux est purgé afin d’éliminer lesdits composés gazeux. Lorsque la quantité d’éthylène gazeux présente dans le ciel gazeux est importante la purge du ciel gazeux entraine une perte en éthylène non négligeable ce qui nuit à la productivité et au coût du procédé d’oligomérisation. De plus, un phénomène de perçage important signifie que beaucoup d’éthylène gazeux n’a pas été dissous dans la phase liquide et donc n’a pas pu réagir ce qui nuit à la productivité et à la sélectivité du procédé d’oligomérisation. Afin d’améliorer l’efficacité du procédé d’oligomérisation en termes de productivité et de coût, il est donc indispensable de limiter le phénomène de perçage de l’éthylène afin d’améliorer sa conversion dans ledit procédé tout en conservant une bonne sélectivité en alpha oléfines linéaires souhaitées. Dans le domaine de l’invention, l’homme du métier cherche constamment à améliorer les procédés d’oligomérisation notamment en maîtrisant le dimensionnement des équipements ayant un impact sur les performances et le coût du procédé. Il cherche aussi à réduire le coût des installations mises en œuvre pour réaliser l’oligomérisation. La demanderesse a découvert un procédé d’oligomérisation d’une charge oléfinique mis en œuvre dans un réacteur à zones de diamètre variable et dans lequel une fraction solvant issue d’une étape aval de séparation est refroidie et recyclée de manière à contrôler en partie l’exothermie générée par la réaction d’oligomérisation dans le réacteur. La présente invention a pour but d’améliorer le procédé d’oligomérisation d’une charge oléfinique, en particulier de l’éthylène, dans un réacteur gaz/liquide. Elle cherche notamment à améliorer la productivité/la rentabilité du procédé, notamment afin d’éviter le phénomène de perçage et/ou afin de limiter les coûts d’investissement et/ou d’exploitation du procédé. La mise en œuvre du recyclage d’une fraction refroidie de solvant issue d’une section de séparation dans le procédé selon l’invention permet de limiter la taille du ou des échangeurs de chaleur utilisés dans au moins une boucle de recirculation. La mise en œuvre d’un réacteur à zones de diamètre variable selon l’invention permet d’améliorer la dissolution de la charge oléfinique gazeuse et donc de limiter le phénomène de perçage. Description sommaire de l’invention La présente invention porte sur un procédé d’oligomérisation d’une charge oléfinique, comprenant : a) Une étape d’oligomérisation de la charge oléfinique, mise en œuvre à une température comprise entre 30 et 200°C et une pression comprise entre 0,1 et 10 MPa, en présence d’un système catalytique d’oligomérisation homogène et d’un solvant, dans une section réactionnelle comprenant : un réacteur d’oligomérisation à zones de diamètre variable et comprenant une phase liquide, et au moins une boucle de recirculation permettant le refroidissement d’au moins une partie d’une fraction de la phase liquide à une température T boucle , b) Une étape de séparation d’un effluent de réaction issu de l’étape a) d’oligomérisation dans une section de séparation de façon à obtenir une fraction solvant, c) Une étape de refroidissement de la fraction solvant issue de l’étape b) à une température inférieure à la température T boucle à laquelle la fraction de la phase liquide est refroidie dans la ou les boucle(s) de recirculation, d) Une étape d’introduction dans la section réactionnelle de l’étape a) d’oligomérisation de la fraction solvant refroidie issue de l’étape c). De préférence, ledit réacteur à zones de diamètre variable comprend n zones consécutives, n étant un entier positif compris entre 2 et 10, avec : - pour chacune des n zones ayant un diamètre Dn décroissant dans le sens de la zone de fond vers la zone du sommet dudit réacteur, - un rapport (Dn/Dn-1) du diamètre de la zone supérieure, noté Dn, sur le diamètre de la zone inférieure adjacente, noté Dn-1, est inférieur ou égale à 0,9 - pour une zone donnée, un rapport entre le volume de ladite zone, noté Vn, sur le volume total du réacteur, noté Vtot, compris entre 0,2 et 0,8. De préférence, les n zones consécutives du réacteur à zones de diamètre variable sont disposées en série selon l’axe vertical du réacteur de manière à définir des zones dans l’enceinte réactionnelle ayant des diamètres décroissants du fond vers le sommet. De préférence, la fraction solvant issue de l’étape b) est refroidie dans l’étape c) à une température comprise entre 0 et 150°C. De préférence, la fraction solvant issue de l’étape b) est refroidie à l’étape c) à une température inférieure d’au moins 40°C par rapport à la température T boucle de la fraction de la phase liquide refroidie dans la ou les boucle(s) de recirculation. De préférence, le refroidissement de la fraction solvant à l’étape c) est réalisé par un ou plusieurs échangeur(s) thermique(s), de préférence choisi(s) parmi un ou plusieurs échangeurs de chaleur du type fluide process/fluide process, de type aéroréfrigérant, de type échangeur à eau de refroidissement. De préférence, la section de séparation comprend au moins deux colonnes de distillation, de préférence au moins trois colonnes de distillation, de préférence au moins quatre colonnes de distillation. De préférence, l’étape d) d’introduction de la fraction solvant refroidie est réalisée dans le réacteur et/ou dans une ou plusieurs des boucle(s) de recirculation. De préférence, l’étape d) d’introduction d’au moins une partie de la fraction solvant refroidie est réalisée dans une boucle de recirculation en amont ou en aval d’un échangeur thermique de la ou des boucle(s) de recirculation, de préférence en aval dudit échangeur thermique. De préférence, la fraction solvant refroidie présente un débit en un pourcentage massique par rapport au débit de la fraction de la phase liquide circulant dans la ou les boucle(s) de recirculation compris entre 0,05 et 15,0%, de préférence entre 0,1 et 10,0%. De préférence, la charge oléfinique comprend des oléfines ayant entre 2 et 6 atomes de carbone, de préférence entre 2 et 4 atomes de carbone. De préférence, l’étape a) d’oligomérisation comprend au moins une des sous-étapes suivantes - Etape a1) d’introduction du système catalytique, - Etape a2) de mise en contact avec de la charge oléfinique, - sous-étape étape a3) de soutirage d’une fraction de la phase liquide du réacteur d’oligomérisation, - sous-étape a4) de refroidissement d'au moins une partie de la fraction de la phase liquide soutirée à l’étape a3) dans au moins une boucle de recirculation, à une température T boucle , - Etape a5) d’introduction dans le réacteur de la fraction liquide refroidie. De préférence, la sous étape a4) de refroidissement est mise en œuvre par la circulation d'au moins une partie de la fraction de la phase liquide soutirée à l’étape a3), au travers d’un ou plusieurs échangeurs thermiques situés dans la ou les boucles de recirculation. De préférence, le ou les échangeurs thermiques mis en œuvre à la sous-étape a4) diminue la température de la fraction de la phase liquide soutirée à la sous-étape a3) de 1,0 à 30,0°C, de préférence entre 2,0 et 25,0°C. De préférence, l’effluent de réaction est obtenu par division en deux flux de la fraction liquide soutirée à l’étape a3). Définition Dans le cadre de la présente invention, le terme « section de séparation » désigne le ou les dispositifs de séparation, notamment par distillation, disposés en aval de la section réactionnelle, avec un seul dispositif ou une pluralité de dispositifs disposés en série et/ou en parallèle, dispositifs qui peuvent être identiques ou différents par leur dimensionnement ou leur conception/fonctionnement. Dans le cadre de la présente invention, on comprend les termes « amont » et « aval » en fonction du sens général d’écoulement du fluide réactionnel dans l’unité de production. Dans le cadre de la présente invention, les expressions échangeur de chaleur et échangeur thermique sont utilisées de façon équivalente. On entend par catalyseur ou système catalytique homogène, le fait que le catalyseur ou le système catalytique soit dans la même phase que les réactifs et les produits de la réaction d’oligomérisation. On entend par perçage le passage de la charge oléfinique gazeuse, de préférence de l’éthylène gazeux, de la phase liquide vers la phase gazeuse contenue dans un réacteur gaz/liquide. On désigne par taux de solvant, le ratio massique du débit total de solvant injecté sur la somme du débit total de la charge oléfinique gazeuse, de préférence d’éthylène gazeux, injectée et du débit de solvant introduit dans le réacteur. On entend par réacteur biphasique gaz/liquide un réacteur comprenant une phase liquide et une phase gazeuse, la phase liquide comprenant la charge oléfinique de préférence sous forme gazeuse, en particulier de l’éthylène gazeux, les produits de la réaction tels que l’alpha oléfine linéaire souhaitée ( i.e. butène-1, hexène-1, octène-1 ou le mélange d’alpha-oléfines linéaires), de préférence sous forme liquide, le système catalytique, de préférence sous forme liquide, et un solvant, et une phase gazeuse se situant dans la partie se situant au sommet du réacteur. Dans le cadre de la présente invention, le terme « section réactionnelle » désigne un dispositif comprenant, de préférence consistant en, un réacteur d’oligomérisation à zones de diamètre variables et une ou des boucle(s) de recirculation. On entend par fond ou partie inférieure de l’enceinte réactionnelle ou du réacteur, le quart inférieur de l’enceinte réactionnelle ou du réacteur. On entend par sommet de l’enceinte réactionnelle ou du réacteur le quart supérieur de l’enceinte réactionnelle ou du réacteur. On entend par zone de fond, la première zone selon l’invention se situant dans la partie inférieure de l’enceinte réactionnelle ou du réacteur au niveau du fond de ladite enceinte ou du réacteur. On entend par zone du sommet, la dernière zone selon l’invention se situant dans la partie supérieure de l’enceinte réactionnelle ou du réacteur au niveau du sommet de ladite enceinte ou du réacteur. On entend par taux de saturation, le pourcentage de charge oléfinique, de préférence d’éthylène, dissoute dans la phase liquide par rapport à la quantité maximale de charge oléfinique gazeuse, de préférence d’éthylène, qui pourrait être dissoute dans ladite phase liquide, défini par l’équilibre thermodynamique entre la pression partielle de charge oléfinique gazeuse, de préférence d’éthylène gazeux, et ladite phase liquide. Le taux de saturation peut être mesuré par chromatographie en phase gazeuse. On entend par partie supérieure du réacteur, le quart supérieur dudit réacteur contenant la phase liquide. On entend par volume de liquide réactionnel, la quantité volumique de phase liquide contenue dans le réacteur et/ou la ou les boucles de recirculation et dans laquelle se produit la réaction d’oligomérisation. On désigne par volume d’une ou des boucles de recirculation, la taille de la ou lesdites boucles correspondant au volume de liquide réactionnel pouvant être contenu par la ou lesdites boucles. Description des figures La représente une illustration schématique d'une installation mettant en œuvre un mode de réalisation du procédé d’oligomérisation selon l’invention. Ladite installation comprend un réacteur d’oligomérisation biphasique liquide/gaz A dont les zones de diamètre variable ne sont pas représentées, une boucle de recirculation comprenant un échangeur B et une pompe C, une section de séparation D, une pompe E de circulation de la fraction solvant, un échangeur de refroidissement de la fraction solvant (F). Dans cette installation, le flux 2 est un mélange du flux 1 d’éthylène frais et d’éthylène issu de la section de séparation. Le flux 2 est introduit dans le réacteur A. Le flux 3 est la fraction de phase liquide soutirée du réacteur et envoyée dans la boucle de recirculation comprenant un échangeur B et une pompe C pour obtenir une fraction liquide refroidie 4. Le flux 6 est la fraction de solvant séparée dans la section de séparation D qui passe par une pompe E et est refroidie dans un échangeur F en une fraction solvant refroidie 7. Les fractions 7 et 4 sont mélangées en un flux 8 avant d’être introduit dans le réacteur A. Le flux 5 correspondant à une partie de l’effluent soutiré du réacteur A est envoyé vers la section de séparation D. La section de séparation permet d’obtenir le flux 6, un flux 9 correspondant aux produits de réaction légers, un flux 10 correspondant aux produits de réaction lourds et un flux 11 correspondant à une fraction lourde comprenant le catalyseur usé. La illustre un réacteur gaz/liquide A à zones consécutives de diamètre décroissant selon l’invention comprenant une partie inférieure comprenant une phase liquide, une partie supérieure comprenant une phase gazeuse, et un moyen d’introduction d’une charge oléfinique gazeuse 12 par l’intermédiaire d’un distributeur gazeux 13 dans la phase liquide. La partie supérieure comprend un moyen de purge 15. Dans le fond du réacteur A est soutirée une fraction divisée en deux flux, un premier flux principal 3 envoyé vers un échangeur à chaleur B et une pompe C pour obtenir une fraction refroidie 4. Le second flux 5 correspond à l’effluent envoyé vers la section de séparation. Les fractions 7 et 4 sont mélangées en un flux 8 avant d’être introduit dans le réacteur A. Dans le fond du réacteur est introduit le système catalytique 14. La zone 1 située en fond du réacteur à un diamètre supérieur à la zone située au sommet du réacteur. La première zone de fond est caractérisée par son diamètre noté D1 et sa hauteur H1, ces deux paramètres définissant le volume, noté V1, de ladite zone. De manière similaire, la deuxième zone située au sommet est caractérisée par sa hauteur notée H2 et son diamètre noté D2, inférieur à D1, définissant le volume, V2, de la deuxième zone. Dans ce mode de réalisation, les deux zones composant le réacteur A sont formées de cylindres de diamètre décroissant. La illustre un autre mode de réalisation qui diffère de celui de la en ce que la deuxième zone située au sommet du réacteur A est délimitée par un interne 11 positionné à l’intérieur du réacteur A. La illustre un autre mode de réalisation qui diffère de celui de la en ce que le réacteur A comprend trois zones consécutives de diamètre décroissant. Les figures 1, 2, 3 et 4 illustrent schématiquement des modes de réalisation particuliers de l’objet de la présente invention sans en limiter la portée. EXEMPLES Les exemples ci-dessous illustrent l’invention sans en limiter la portée. Les exemples ci-après décrivent un procédé d’oligomérisation de l’éthylène mis en œuvre en continu dans un réacteur biphasique gaz/liquide de type colonne à bulles à une pression de 6,1 MPa et une température de 135°C. Le système catalytique est introduit dans le réacteur à une concentration de 1 ppm en poids de chrome, comprend le précurseur de chrome Cr(2-éthylhexanoate) 3 , du 2-5-dimethylpyrrole à un ratio molaire par rapport au chrome de 3, 11 équivalents molaires de triéthylaluminium et 8 équivalents molaires de chlorure de diéthylaluminium par rapport au chrome en présence de o-xylène comme additif à un ratio molaire de 500 par rapport au chrome et de cyclohexane comme solvant. La quantité de cyclohexane, utilisé comme solvant 6, introduit dans le réacteur A est dépendante de la quantité d'éthylène entrant dans le même réacteur A (flux 2), la quantité de solvant est ajustée de manière à avoir un taux de solvant de 58% dans le réacteur. Exemple 1 (comparatif) L’exemple 1 illustre un procédé d’oligomérisation selon l’art antérieur dans lequel la fraction solvant (7) est séparée dans une section aval de séparation et recyclée vers la section réactionnelle sans être refroidie par un échangeur de chaleur F et dans lequel le procédé d’oligomérisation met en œuvre un réacteur gaz-liquide de type colonne à bulle. Le système catalytique est mis en contact avec de l’éthylène gazeux par introduction dudit éthylène gazeux dans la partie inférieure dudit réacteur. L’effluent réactionnel est ensuite récupéré en fond de réacteur. La production d’hexène-1 nécessite la conversion de 14000 kg/h d’éthylène. Le débit de solvant dans les conditions d'opération retenues est de 19500 kg/h. La température de la fraction solvant recyclée est de 101°C. Le temps de séjour dans la section réactionnelle (réacteurs + boucle(s) de recirculation) est de 40 minutes. La réaction d’oligomérisation étant exothermique, la chaleur de la réaction est évacuée par des échangeurs de chaleur placés sur des boucles de recirculation extérieures au réacteur, de 1650 m 2 de surface totale. Le volume de liquide réactionnel total de 41,4m 3 est réparti entre le volume pris par les échangeurs de chaleurs et leur boucle de recirculation, et le réacteur. Le volume de liquide réactionnel total se décompose de la façon suivante : 30,4m 3 pour les boucles d’échange de chaleur, et 11,0m 3 pour le réacteur. La hauteur de liquide dans le réacteur est alors de 4,8 mètres (noté m) pour un diamètre de 1,7 m. La température du mélange 8 de la fraction solvant 7 et du fluide de recirculation 4 est alors, en entrée de réacteur, de 120°C. La température du flux 4, correspondant au flux en sortie de l'échangeur B de la boucle de recirculation de la section réactionnelle, est alors de 120,4°C. La production en hexène-1 est de 9,32 tonnes/heure, la sélectivité en hexène-1 est de 93,2% poids. Exemple 2 (selon l’invention) Le procédé d’oligomérisation selon l’invention est illustré à la et est mis en œuvre dans les mêmes conditions que dans l’exemple 1. L’exemple 2 comprend une étape de refroidissement de la fraction solvant issue de la section de séparation avant introduction dans la section réactionnelle, grâce à un échangeur F, telle qu’illustrée dans la et un réacteur A à zones de diamètres variables. Ladite fraction solvant est refroidie à une température de 40°C. La surface totale des échangeurs des boucles de recirculation est de 1440m 2 . Ainsi, le procédé selon l’invention permet de diminuer la surface d’échange des échangeurs de chaleurs d’environ 13% (=100x(1650-1440)/1650) par rapport à la surface d’échange de l'exemple 1, ce qui représente un gain sur le coût d'opération de l'unité. Dans cet exemple, le temps de séjour est conservé identique à celui de l'exemple 1, soit 40 minutes (mn). Le volume de liquide réactionnel total est identique à celui l'exemple 1. L’étape de refroidissement de la fraction solvant permet donc de réduire le besoin d'échange dans les boucles de recirculation qui se traduit par une diminution de la surface des échangeurs. Du fait de la diminution de la surface requise dans les échangeurs, le volume des boucles de recirculation est réduit de 3% (volume de 29,5m 3 ). Le volume de liquide du réacteur peut alors être augmenté de 8% (volume utile de 11,9m 3 ) ce qui conduit à un gain sur la hauteur de liquide de 8%. Par ailleurs l’utilisation d’un réacteur à zones diamètres variables permet d’obtenir un gain supplémentaire de 35% de la hauteur liquide (Hauteur totale de liquide de 7,1m). La hauteur de liquide de la zone inférieure du réacteur est de 2,1m pour un diamètre de 1,7m. La hauteur de la partie supérieure du réacteur liquide est alors de 4,9m pour un diamètre de 1,35m. La cible de température du mélange 8 de la fraction solvant 7 et de la fraction liquide 4 circulant dans les boucles de recirculation a été conservée identique à l'exemple 1, à savoir 120°C. La température de la fraction liquide refroidie 4, correspondant à la sortie de l'échangeur B, est alors de 121,9°C. De plus, la diminution de 3% du volume des boucles de recirculation et la mise en œuvre d’un réacteur gaz/liquide à zones de diamètres variables permet également d’augmenter de 9% le volume de liquide du réacteur et de 47% la hauteur liquide, ce qui permet de maximiser la saturation en éthylène dans le liquide contenu dans le réacteur. La production en héxène-1 est de 9,32 tonnes/heure, la sélectivité en héxène-1 est de 93,2% poids. Exemple 3 (selon l’invention) Le procédé d’oligomérisation selon l’invention est mis en œuvre dans les mêmes conditions que dans l’exemple 2. L’étape de refroidissement de la fraction solvant permet de réduire le besoin d'échange dans les boucles de recirculation, qui se traduit par une diminution de la surface des échangeurs. La fraction solvant est refroidie à une température de 40°C. La surface totale des échangeurs de la boucle d’échange est alors limitée à 1440 m 2 . Ainsi, le procédé selon l’invention permet de diminuer la surface d’échange des échangeurs de chaleurs d’environ 13% (=100x(1650-1440)/1650) par rapport à la surface d’échange de l'exemple 1, ce qui représente un gain sur le coût d'opération de l'unité. Les hauteur liquide dans le réacteur est conservé identique à l'exemple 1. Le réacteur comporte alors deux zones, une zone inférieure de 1,6m de hauteur pour un diamètre de 1,7m et une zone supérieure de 3,1m de hauteur pour un diamètre de 1,35m. Du fait de la diminution de la surface requise dans les échangeurs, le volume des boucles de recirculation est réduit de 3% (volume de 29,5 m 3 ). Le volume de liquide du réacteur à zones de diamètres variables est de 8,4 m 3 . Le volume de liquide réactionnel total de la section réactionnelle est donc alors de 37,8 m 3 , soit 8% de gain par rapport à l'exemple 1. La cible de température du mélange 8 du solvant 7 et du fluide de recirculation 4 a été conservée identique à l'exemple 1, à savoir 120°C. La température du flux 4, correspondant à la sortie de l'échangeur B, est alors de 121,9°C. Dans cet exemple, le temps de séjour est de 36,6 minutes. Le procédé selon l’invention permet une diminution du temps de séjour ce qui entraine un gain de sélectivité de 0,1%. Ce gain permet pour une production d'hexene-1 constante, une diminution de la consommation d'éthylène de 0,1% et donc un gain sur le coût d'opération de l'unité. La diminution du temps de séjour permet également un gain sur la concentration en chrome nécessaire à la réalisation de ces performances de 8% (correspondant à 4 ppm de chrome), soit un gain sur la consommation catalytique et donc un gain sur le coût d'opération de l'unité. La production en héxène-1 est de 9,32 tonnes/heure, la sélectivité en héxène-1 est de 93,3% poids. Le tableau ci-dessous résume les résultats obtenus pour les exemples 1 à 3. Exemple 1 Exemple 2 Exemple 3 Température de la fraction solvant recyclée °C 101 40 40 Température de la fraction liquide refroidie °C 120,4 121,9 121,9 Température fraction solvant + fraction liquide refroidie °C 120 120 120 Surface échange des boucles de recirculation m 2 1650 1440 1440 Volume des boucles de recirculation m 3 30,4 29,5 29,5 Volume de liquide du réacteur m 3 11,0 11,9 8,4 Volume section réactionnelle m 3 41,3 41,3 37,8 Diamètre de la zone inférieure du Réacteur m 1,7 1,7 1,7 Hauteur liquide dans la zone inférieure du Réacteur m 4,8 2,1 1,6 Diamètre de la zone supérieure du Réacteur m - 1,35 1,35 Hauteur liquide dans la zone supérieure du Réacteur - 4,9 3,1 Hauteur total liquide 4,8 7,1 4,8 Temps de séjour mn 40 40 36,6 Sélectivité % 93,2 93,2 93,3 Procédé d’oligomérisation d’une charge oléfinique, comprenant : a) Une étape d’oligomérisation de la charge oléfinique, mise en œuvre à une température comprise entre 30 et 200°C et une pression comprise entre 0,1 et 10 MPa, en présence d’un système catalytique d’oligomérisation homogène et d’un solvant, dans une section réactionnelle comprenant : un réacteur d’oligomérisation à zones de diamètre variable et comprenant une phase liquide, et au moins une boucle de recirculation permettant le refroidissement d’au moins une partie d’une fraction de la phase liquide à une température T boucle , b) Une étape de séparation d’un effluent de réaction issu de l’étape a) d’oligomérisation dans une section de séparation de façon à obtenir une fraction solvant, c) Une étape de refroidissement de la fraction solvant issue de l’étape b) à une température inférieure à la température T boucle à laquelle la fraction de la phase liquide est refroidie dans la ou les boucle(s) de recirculation, d) Une étape d’introduction dans la section réactionnelle de l’étape a) d’oligomérisation de la fraction solvant refroidie issue de l’étape c). Procédé selon la revendication 1 dans lequel le réacteur à zones de diamètre variable comprend n zones consécutives, n étant un entier positif compris entre 2 et 10, avec : - pour chacune des n zones ayant un diamètre Dn décroissant dans le sens de la zone de fond vers la zone du sommet dudit réacteur, - un rapport (Dn/Dn-1) du diamètre de la zone supérieure, noté Dn, sur le diamètre de la zone inférieure adjacente, noté Dn-1, est inférieur ou égale à 0,9 - pour une zone donnée, un rapport entre le volume de ladite zone, noté Vn, sur le volume total du réacteur, noté Vtot, compris entre 0,2 et 0,8. Procédé selon la revendication 2 dans lequel les n zones consécutives du réacteur à zones de diamètre variable sont disposées en série selon l’axe vertical du réacteur de manière à définir des zones dans l’enceinte réactionnelle ayant des diamètres décroissants du fond vers le sommet. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel la fraction solvant issue de l’étape b) est refroidie dans l’étape c) à une température comprise entre 0 et 150°C. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel la fraction solvant issue de l’étape b) est refroidie à l’étape c) à une température inférieure d’au moins 40°C par rapport à la température T boucle de la fraction de la phase liquide refroidie dans la ou les boucle(s) de recirculation. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel le refroidissement de la fraction solvant à l’étape c) est réalisé par un ou plusieurs échangeur(s) thermique(s), de préférence choisi(s) parmi un ou plusieurs échangeurs de chaleur du type fluide process/fluide process, de type aéroréfrigérant, de type échangeur à eau de refroidissement. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel la section de séparation comprend au moins deux colonnes de distillation, de préférence au moins trois colonnes de distillation, de préférence au moins quatre colonnes de distillation. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel l’étape d) d’introduction de la fraction solvant refroidie est réalisée dans le réacteur et/ou dans une ou plusieurs des boucle(s) de recirculation. Procédé selon l’une quelconque des revendications 5 à 7 dans lequel l’étape d) d’introduction d’au moins une partie de la fraction solvant refroidie est réalisée dans une boucle de recirculation en amont ou en aval d’un échangeur thermique de la ou des boucle(s) de recirculation, de préférence en aval dudit échangeur thermique. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel la fraction solvant refroidie présente un débit en un pourcentage massique par rapport au débit de la fraction de la phase liquide circulant dans la ou les boucle(s) de recirculation compris entre 0,05 et 15,0%, de préférence entre 0,1 et 10,0%. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel la charge oléfinique comprend des oléfines ayant entre 2 et 6 atomes de carbone, de préférence entre 2 et 4 atomes de carbone. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes dans lequel l’étape a) d’oligomérisation comprend au moins une des sous-étapes suivantes - Etape a1) d’introduction du système catalytique, - Etape a2) de mise en contact avec de la charge oléfinique, - sous-étape étape a3) de soutirage d’une fraction de la phase liquide du réacteur d’oligomérisation, - sous-étape a4) de refroidissement d'au moins une partie de la fraction de la phase liquide soutirée à l’étape a3) dans au moins une boucle de recirculation, à une température T boucle , - Etape a5) d’introduction dans le réacteur de la fraction liquide refroidie. Procédé selon la revendication 12 dans lequel la sous étape a4) de refroidissement est mise en œuvre par la circulation d'au moins une partie de la fraction de la phase liquide soutirée à l’étape a3), au travers d’un ou plusieurs échangeurs thermiques situés dans la ou les boucles de recirculation. Procédé selon la revendication 13 dans lequel le ou les échangeurs thermiques mis en œuvre à la sous-étape a4) diminue la température de la fraction de la phase liquide soutirée à la sous-étape a3) de 1,0 à 30,0°C, de préférence entre 2,0 et 25,0°C. Procédé selon l’une quelconque des revendications 12 à 14 dans lequel l’effluent de réaction est obtenu par division en deux flux de la fraction liquide soutirée à l’étape a3).