FR 2739096 A1 19970328 FR 9611662 A 19960925 La présente invention concerne un procédé et un dispositif de conversion par catalyse acide d'oléfines en C3-C12 qui possèdent un atome de carbone secondaire ou tertiaire. Le procédé selon la présente invention concerne la conversion par catalyse acide d'oléfines en C3-C12 qui possèdent un atome de carbone secondaire ou tertiaire, avec un partenaire réactionnel du groupe des oléfines en C3-C12 possédant un atome de carbone secondaire ou tertiaire, des alcanes en C4-C8 ramifiés et des alcanols en C1-C4 sur des catalyseurs acides hétérogènes, qui conduit à un équilibre réactionnel avec conversion incomplète, qui est caractérisé en ce que, dans un réacteur à ébullition, a) la matière première est amenée à traverser une zone catalytique, b) le mélange réactionnel qui est passé sur le catalyseur est séparé par distillation en le ou les produits réactionnels voulus sous forme de phase liquide de fond et en les parties de la matière première qui ne sont pas totalement converties, sous forme de phase vapeur, c) une partie de la phase liquide du fond du réacteur à ébullition est prélevée sous forme de produit(s) réactionnel(s) et le reste est amené à circuler par l'intermédiaire d'un rebouilleur ou vaporiseur, d) dans un condenseur, la phase vapeur est condensée totalement en ce qui concerne les parties de la matière première qui n'ont pas réagi totalement, et e) la matière première totalement condensée en d) est envoyée à l'étape a) avec de la matière première fraîche. Comme conversions par catalyse acide d'oléfines en C3-C12, on peut citer les suivantes: 1. L'oligomérisation avec elles-mêmes d'oléfines en C3-C12 qui possèdent un atome de carbone secondaire ou tertiaire. On préfere l'oligomérisation d'oléfines en C4-C10, et en particulier la dimérisation du diisobutylène (DIB). 2. Par ailleurs, on peut faire réagir des oléfines en C3-C12 qui possèdent un atome de carbone secondaire ou tertiaire, par catalyse acide avec un alcane ramifié ayant 4 à 8 atomes de carbone, de préférence avec un alcane qui possède un atome de carbone tertiaire, au sens d'une alkylation. Dans le cas o on doit réaliser une telle alkylation, on opère avec un excès d'alcane ramifié pour réprimer l'oligomérisation des oléfines entre elles. 3. Une autre conversion par catalyse acide importante de telles oléfines en C3- C12 est l'éthérification avec un alcanol, principalement avec un alcanol en C1-C4. Pour déplacer l'équilibre réactionnel dans le sens d'une plus grande conversion des oléfines, on utilise très souvent un excès molaire d'alcanol. L'invention concerne également un dispositif pour la mise en oeuvre de ces conversions par catalyse acide d'oléfines en C3-C12 possédant un atome de carbone secondaire ou tertiaire avec un partenaire réactionnel du groupe des oléfines en C3-C12 possédant un atome de carbone secondaire ou tertiaire, des alcanes en C4-C8 ramifiés et des alcanols en C1-C4, qui conduisent à des équilibres réactionnels avec conversion incomplète, dans un réacteur à ébullition consistant en a) une zone catalytique d'un catalyseur acide hétérogène qui doit être traversée par la matière première, b) une zone de distillation pour le mélange réactionnel provenant de a), dans laquelle le mélange réactionnel est séparé en le ou les produits réactionnels voulus sous forme de phase liquide de fond et en les parties non totalement converties de la matière première sous forme de phase vapeur, c) un fond ou pied du réacteur à ébullition qui permet une séparation de la phase liquide en un soutirage de produits réactionnels et en une circulation par l'intermédiaire d'un rebouilleur ou vaporiseur, d) un condenseur qui fonctionne à reflux total en ce qui concerne la ou les matières premières non totalement converties de la phase vapeur provenant de b), et e) -une conduite qui ramène à la zone catalytique de a) le condensat de d), éventuellement après addition de matière première fraîche. De préférence, le dispositif selon la présente invention est caractérisé en ce que la zone catalytique selon a) et/ou la zone de distillation selon b) et/ou la conduite de condensat selon e) sont agencées de telle manière que la circulation des phases condensées est provoquée par la force de pesanteur. De préférence encore, le dispositif selon la présente invention est caractérisé en ce que les éléments cités sont disposés dans une enceinte commune dans l'ordre suivant de haut en bas: condenseur à reflux total pour la phase vapeur de la matière première qui n'a pas été convertie totalement, amenée pour la matière première qui doit être utilisée, zone catalytique qui doit être parcourue par le condensat et la matière première qui doit être utilisée, passage pour la phase vapeur qui monte de la zone de distillation au condenseur, zone de distillation, domaine de fond ou de pied avec soutirage du produit et rebouilleur ou vaporiseur. Le procédé selon l'invention est caractérisé notamment en ce que la matière première qui n'a pas été convertie totalement est condensée totalement dans un condenseur puis renvoyée à la zone catalytique du réacteur à ébullition. Ceci permet d'obtenir une conversion totale de la matière première même dans le cas des conversions d'oléfines par catalyse acide qui conduisent à un équilibre réactionnel à conversion incomplète, sans qu'il soit nécessaire de prévoir des recyclages externes coûteux de matière première à l'extérieur du dispositif utilisé pour le procédé. Cela signifie en d'autres termes que la matière première qui est envoyée à la zone catalytique peut être soutirée finalement de la circulation de fond du dispositif sous forme de produit totalement converti. Pour évacuer les substances inertes au sens du procédé selon l'invention, c'est-à-dire par exemple les alcanes, les gaz non condensables tels que N2, CO2, CO, et les oléfines non réactives au sens de l'invention, il est seulement prévu une possibilité de courant de purge au-dessus du condenseur qui condense totalement les parties de la matière première qui n'ont pas été converties totalement, pour éviter une accumulation de ces substances inertes dans le dispositif nécessaire pour la mise en oeuvre du procédé. Après la traversée de la zone catalytique, le mélange réactionnel qui s'écoule vers le bas est séparé par distillation en produits réactionnels et en matières premières non totalement converties. Les produits réactionnels ont un point d'ébullition supérieur aux matières premières de sorte que le fond ou pied du réactçur à ébullition est réglé à une température située entre les points d'ébullition des produits réactionnels et des matières premières. La phase vapeur qui monte du fond (constituée essentiellement par les matières premières qui n'ont pas été converties totalement) parvient depuis le bas dans la zone réactionnelle o elle rencontre le courant réactionnel descendant. Ceci assure un mélange satisfaisant et un passage régulier sur le catalyseur et permet d'éviter efficacement des colmatages ou la formation de trous et de passages que les matières pourraient emprunter sans entrer efficacement en contact avec le catalyseur. La zone catalytique constitue le passage pour la phase vapeur ascendante. Toutes les matières premières qui n'ont pas été converties totalement et qui quittent la zone catalytique par le haut sont ensuite totalement condensées dans le condenseur et renvoyées à la zone catalytique en même temps que la matière première fraîche. A cet effet, dans une forme de réalisation particulièrement efficace, le catalyseur hétérogène est contenu dans de petits sacs en tissu métallique, plastique ou textile. Dans le cadre d'une autre variante du dispositif selon l'invention, le catalyseur hétérogène est sous forme d'un manchon central de catalyseur à l'intérieur de l'enceinte commune de tous les éléments du dispositif, et le passage pour la phase vapeur entre la zone de distillation et le condenseur entoure de manière annulaire ce manchon de catalyseur. Dans ce cas, le condensat qui reflue et la matière première fraîche pénètrent dans le manchon de catalyseur par une entrée en forme d'entonnoir. Le passage annulaire pour la phase vapeur peut aussi être remplacé par une conduite qui aboutit au condenseur et qui est située à l'intérieur ou à l'extérieur de l'appareil. De même, le manchon de catalyseur peut être disposé de manière asymétrique par rapport à l'axe de l'enceinte. Le regroupement de tous les courants de matière dans le cadre des conversions par catalyse acide d'oléfines en C3-C12 dans le procédé selon l'invention est particulièrement avantageux pour ce type de conversion. Cet avantage du réacteur à ébullition est particulièrement net par rapport aux réacteurs tubulaires ou à lit fixe utilisés jusqu'à maintenant pour les catalyseurs hétérogènes acides employés. La mise en oeuvre du procédé selon l'invention est illustrée au moyen des dessins annexés, dans lesquels: - la figure 1 est une représentation schématique de la mise en oeuvre du procédé selon l'invention au moyen du réacteur à ébullition qui constitue le dispositif selon l'invention, et les figures 2 à 6 représentent différentes formes de réalisation techniquement possibles. Sur les figures 1 à 6, le signe de référence 1 désigne l'amenée de matière première fraîche, le signe de référence 2 désigne la zone catalytique qui doit être traversée, le signe de référence 3 désigne la zone de distillation nécessaire pour la séparation, le signe de référence 4 désigne le domaine de fond ou de pied, le signe de référence 5 désigne le soutirage de produit, le signe de référence 6 désigne la circulation de fond, le signe de référence 7 désigne le rebouilleur ou vaporiseur, le signe de référence 8 désigne la conduite de vapeur qui aboutit au condenseur, le signe de référence 9 désigne le condenseur et le signe de référence désigne le condensat recyclé et la conduite prévue à cet effet. L'évacuation des gaz non condensables tels que H2, N2, CO, CH4, C2H4, C2H6 et autres, qui ne comptent pas parmi les parties non totalement converties des matières premières (courant de purge) n'est pas représentée sur les figures. On n'a pas représenté non plus la conduite aboutissant à une pompe à vide dans le cas o le procédé selon l'invention doit être mis en oeuvre sous une pression négative ainsi que le préchauffeur pour la matière première fraîche et diverses pompes pour le cas o l'utilisation de la force de pesanteur n'est pas suffisante pour les courants de matière. La figure 2 représente le passage de matière première 1 dans la zone catalytique 2 et le mouvement ascendant dans la conduite de vapeur 8 de la phase vapeur formée dans la zone de distillation 3 et qui parvient au condenseur 9 (représenté à titre d'exemple sous forme de serpentin de condensation) dans lequel la totalité des parties de la matière première qui n'ont pas été totalement converties doit être condensée et envoyée sous forme de condensat 10 à la zone catalytique 2 en même temps que la matière première fraîche. La conduite de vapeurs 8 passe le long de la zone catalytique 2. Le domaine de fond correspond à celui qui est représenté sur la figure 1. Dans une autre variante représentée sur la figure 3, la zone catalytique est parcourue par le bas par les courants 1 et 10. Le mélange réactionnel ressort comme d'un siphon au niveau du côté supérieur de la zone catalytique et ruisselle sur la zone de distillation 3. Le passage de 1 et 10 à travers 2 de bas en haut peut aussi être favorisé par une pompe non représentée. Sur la figure 4, la zone catalytique 2 est sous forme d'un réacteur partiel agencé séparé- ment à la manière d'un réacteur à ébullition au niveau de l'extrémité supérieure d'une colonne de distillation, de manière analogue à un séparateur à reflux d'une colonne, qui est réglé à reflux total. Sur la figure 5, la matière première non totalement convertie qui monte du fond 4 et de la zone de distillation 3 traverse de bas en haut la zone catalytique 2 o elle rencontre la matière première totalement condensée et la matière première fraîche qui s'écoulent de haut en bas. Il en résulte un mélange constant et un brassage du catalyseur et de la matière première. Un tel contre-courant est favorable aussi dans le cas o le catalyseur est contenu dans de petits paquets, sacs ou garnissages de colonne comme le montre la figure 5 et comme cela sera décrit de manière plus détaillée dans la suite. Enfin, selon la figure 6, la zone catalytique 2 est disposée sous forme de manchon de catalyseur dans une enceinte commune, tandis que la conduite 8 pour les vapeurs est sous forme de tube (passage) entourant le manchon de catalyseur. Lors de la mise en oeuvre de la conversion par catalyse acide des oléfines citées selon l'invention, sous forme de leur oligomérisation, il est possible d'introduire comme matière première 1 l'une de ces oléfines ou plusieurs d'entre elles sous forme de mélange. En appliquant un profil de température approprié sur l'ensemble de l'appareillage, mais en particulier sur la zone de distillation, il est possible d'obtenir que des produits d'oligomérisation voulus ayant un point d'ébullition minimum souhaité soient introduits dans le domaine de fond, tandis que les oléfines qui n'ont pas réagi ou les oligomères à degré d'oligomérisation insuffisant, qui ont de ce fait un point d'ébullition inférieur au point d'ébullition voulu, sont amenés de nouveau au catalyseur par la conduite de vapeur 8 après condensation totale. La température au niveau du catalyseur peut être ajustée en faisant varier la pression dans l'appareillage. Dans le cas de l'alkylation d'un alcane ramifié avec l'une des oléfines citées, si l'on veut utiliser un excès d'alcane ramifié pour réprimer l'oligomérisation des oléfines entre elles, celui-ci demeure obligatoirement sous forme de partie non totalement convertie des matières premières (avec une certaine quantité d'oléfines non converties) dans la phase vapeur et est envoyé de nouveau dans la zone catalytique après condensation totale. Après qu'un excès d'alcane ramifié a ainsi été établi dans tout l'appareillage, la matière première fraîche est ajustée à un rapport équimolaire oléfine-alcane. L'éthérification d'une oléfine ramifiée avec un alcanol en C1-C4 est réalisée de manière analogue. L'alcanol introduit tout d'abord en excès par rapport à l'oléfine demeure dans la phase vapeur après avoir traversé la zone catalytique (avec des quantités résiduelles d'oléfine non convertie) et parvient de nouveau au début de la zone catalytique par l'intermédiaire du condenseur. Dans ce cas également, après l'établissement d'un excès d'alcanol suffisant, la matière première fraîche est introduite dans un rapport oléfine:alcanol équimolaire. Les autres paramètres réactionnels tels que le domaine de la température de réaction, le domaine de la pression qui doit être maintenue (par exemple pour maintenir en phase liquide les constituants à bas point d'ébullition dans la mesure o cela est nécessaire), le choix du catalyseur acide hétérogène approprié, la charge du catalyseur, exprimée en volume liquide par volume par heure (vlvh) et les autres paramètres correspondent à ceux qui sont déjà connus par l'homme du métier. Cest ainsi par exemple que l'éthérification d'oléfines ramifiées avec des alcanols en C1-C4 sur un échangeur d'ions acide est réalisée à une température de 35 à 140 C, de préférence de 50 à 110OC. Dans ce cas, la pression est ajustée de manière à opérer essentiellement en phase liquide, c'est-à-dire par exemple dans le domaine de 105 Pa à 3 x 106 Pa (1 à 30 bar), de préférence de 106 Pa à 2 x 106 Pa (10 à 20 bar). La charge a (litres de matière première fraîche par litre de catalyseur par heure) peut alors être ajustée entre 0,1 et 10, de préférence entre 1 et 5. En général, on opère à un rapport molaire d'oléfine à alcanol de 1:1, mais on peut aussi utiliser un excès d'alcanol au début de la réaction. Dans ce cas, l'alcanol n'est utilisé en excès qu'au début, mais cet excès est maintenu totalement dans l'appareillage après les étapes d) et e). Ensuite, on introduit un mélange équi- molaire d'oléfine ramifiée et d'alcanol qui constituent les matières premières, qui réagissent totalement et que l'on prélève du fond sous forme de produit. Une alkylation oléfine-alcane se déroule de manière analogue. Dans le procédé selon la présente invention, on réalise de manière particulièrement avantageuse comme conversion par catalyse acide l'oligomérisa- tion des oléfines citées (conversion avec elles-mêmes), de préférence l'oligoméri- sation d'oléfines en C4-C10 et de manière particulièrement préférée la dimérisation du diisobutylène (DIB). Dans toutes les conversions par catalyse acide citées, la matière première fraîche est introduite en un point quelconque au-dessus du fond, de préférence au-dessus de la zone catalytique. La dimérisation du DIB est mise en oeuvre à une température de 30 à C, de préférence de 40 à 120C, de préférence encore de 80 à 115'C. A cet effet, on ajuste une pression de 5 x 103 Pa à 4 x 104 Pa (50 à 400 mbar), de préférence de 104 Pa à 3 x 104 Pa (100 à 300 mbar). Cette pression est ajustée en particulier de manière que, dans la zone de distillation qui suit la zone catalytique, des produits d'oligomérisation supérieurs parviennent sous forme de phase liquide dans le fond, tandis que le DIB non converti reste sous forme de vapeur et est ramené à l'entrée de la zone catalytique après condensation totale, de la manière décrite. De manière particulièrement préférable, la dimérisation du DIB est réalisée selon la figure 5. Dans un tel appareillage, on applique un profil de température tel qu'il règne au niveau de la zone catalytique une température de 80 à 125 C, dans le fond de la colonne une température de 170 à 200 C et dans le condenseur une température de 60 à 75C. Dans ce cas, on opère à une pression de 1,5 x 104 Pa à 3 x 104 Pa (150 à 300 mbar). La zone catalytique est alors ajustée à une charge a de 0,1 à 10, de préférence de 0,2 à 5 et de préférence encore de 0,5 à 2. Comme catalyseur pour la dimérisation du DIB, on utilise des catalyseurs inorganiques ou organiques hétérogènes. Les catalyseurs inorganiques sont par exemple des zéolites acides, des gels de silice et A1203 acide, des silicates stratifiés et des tectosilicates acides, des matériaux supports imprégnés d'acides. Comme catalyseurs organiques, on utilise des échangeurs de cations sous forme de gels ou macroporeux sous forme H+. Ils ont des degrés de réticulation de 2 à 65 %, de préférence de 8 à 25 %, calculés en masse des monomères subissant la réticulation, par rapport à la quantité totale de monomères. Ils ont en outre une surface spécifique de 5 à 750 m2/g, de préférence de 10 à m2/g de catalyseur sec. De telles résines sont obtenues de manière connue par copolymérisation de monomères vinyliques, par exemple de styrène, de méthylstyrène et d'esters acryliques, et de réticulants divinyliques, par exemple le divinylbenzène. Les groupes acides du catalyseur à échangeur de cations sont par exemple des groupes carboxyles qui sont obtenus par saponification des esters acryliques, ou des groupes acides sulfoniques qui peuvent être introduits par sulfonation ultérieure de noyaux aromatiques du produit de polymérisation de base. De préférence, on utilise des produits de polymérisation styrène- divinylbenzène contenant des groupes acides sulfoniques. Ceux-ci sont disponibles sous différentes dénominations commerciales ("Lewatit" SPC 118, SPC 108, SPC 120, SP 108, SP 112, OC 1501 de la société Bayer; "Amberlite" C, "Dowex" MSC-1 ou "Duolite" C 26). Le catalyseur utilisé en lit fixe a des granulométries situées dans le domaine de 0,1 à 2 mm, de préférence de 0,2 à 1,25 mm. Le catalyseur peut être séché avant son utilisation dans le procédé selon l'invention à des températures de 80 à 140C sous un vide pouvant atteindre 1,6 x 104 Pa (120 torr), par exemple compris entre 13,3 Pa et 1,6 x 104 Pa (0,1 et torr) (vide d'une trompe à eau), jusqu'à ce que l'on obtienne un poids constant. Ce séchage peut être réalisé avant ou après l'introduction du catalyseur dans la zone catalytique, c'est-à-dire par exemple dans l'appareillage approprié pour le procédé selon l'invention. Le catalyseur qui présente la granulométrie indiquée peut être utilisé en vrac sur une plaque perforée qui évite sa chute. Il peut aussi être introduit au préalable dans de petits sacs de tissu métallique, plastique ou textile et être placé ainsi de manière ordonnée ou désordonnée sur une plaque perforée dans la zone catalytique, ou bien encore il peut être disposé dans les treillis métalliques qui sont utilisés pour les garnissages de colonnes. Ces modes d'utilisation du catalyseur dans de petits sacs ou dans des garnissages de colonne présentent très souvent par rapport à l'utilisation en vrac l'avantage d'une moindre perte de charge et d'un contact meilleur et plus uniforme des matières avec le catalyseur. Dans le procédé de dimérisation du DIB selon l'invention, on atteint des conversions supérieures à 95 %. Le mélange réactionnel obtenu consiste principalement en tétraisobutylène (>95 % du mélange réactionnel total). Il apparaît également des oléfines ramifiées en C12, C20 et C24. Les oléfines C12 et C20 se forment manifestement par clivage du DIB en isobutène qui réagit immédiatement en tant qu'oléfine réactive avec le DIB ou le tétraisobutylène. Selon l'invention, la formation de telles oléfines en C12, C20 et C24 est très fortement réprimée par rapport aux réacteurs courants qui ne comportent pas de zone de distillation faisant suite à la zone catalytique. Cest ainsi par exemple que l'on obtient habituellement plus de 25 % en masse de produits d'oligomérisation différents du tétraisobutylène, tandis que, selon l'invention, ce pourcentage est ramené à une valeur inférieure à 5 %. Exemple Le réacteur à ébullition utilisé consistait en un tube en verre dont la moitié supérieure était remplie de réseaux métalliques qui contenaient un échangeur de cations acide sous forme H+ ("Lewatit" OC 1501: échangeur de cations styrène-divinylbenzène contenant des groupes acides sulfoniques, macro- poreux, du commerce, de la société Bayer AG). La moitié inférieure du tube de verre était remplie d'anneaux de Raschig. Au-dessus du lit de catalyseur se trouvait une possibilité d'amenée de DIB. Le DIB a été chauffé à 60 C dans un préchauffeur et introduit dans le réacteur par une pompe. Le DIB utilisé comme matière première était un DIB technique qui contenait environ 7 % en masse de codimère (dimère d'une molécule d'isobutène et d'une molécule d'isobutane). Pour ne pas laisser s'accroître dans le condensat à des valeurs excessives le codimère non réactif dans la production de tétraisobutylène par dimérisation du DIB, il était prévu au-dessus de l'amenée du DIB une évacuation pour des vapeurs contenant principalement du codimère en une quantité d'environ 10 % en masse de la quantité utilisée (purge de codimère). Au- dessus de cette évacuation se trouvait un condenseur dans lequel les vapeurs résiduelles de matière non convertie étaient totalement condensées. Au-dessous du catalyseur se trouvait un fond de colonne équipé d'un rebouilleur. L'ensemble du réacteur était maintenu à une pression de 1,8 x 104 Pa à 2 x 104 Pa (180 à 200 mbar). La température régnant dans le condenseur était de 65C. Au-dessus du condenseur se trouvait un raccordement à la pompe à vide par lequel de faibles quantités de gaz non condensables ont également été évacuées. L'échangeur de cations était maintenu à une température d'environ 115 C et la circulation du fond avait une température de 185 C. Dans le réacteur décrit, on a introduit par heure 400 ml de DIB technique (environ 71 % en masse de 2,4,4-triméthylpent-1-ène, environ 21% en masse de 2,4,4triméthyl- pent-2-ène et environ 8 % en masse de codimères (principalement diméthyl- hexène)) à une température de 60C. Le produit soutiré au fond du réacteur à ébullition (environ 360 ml/h) consistait à raison de plus de 97 % en tétraiso- butylène et à raison de moins de 3 % en oligomères de l'isobutylène à haut point d'ébullition (C20 et supérieurs). L'essai a été interrompu après 2 000 h de fonction- nement sans épuisement du catalyseur. Exemple comparatif Dans un autoclave de laboratoire chauffable muni d'un agitateur magnétique, on a mélangé 125 g de DIB technique (contenant environ 7 % en masse de codimère (dimère constitué par une molécule de ibutène et une molécule de n-butène)) avec 7,5 g d'un échangeur d'ions acide sous forme sèche (Bayer K1481, teneur en eau L'analyse par chromatographie en phase gazeuse du produit provenant de l'échangeur d'ions a révélé une teneur résiduelle en C8 encore égale à 33 % en masse. La sélectivité de la conversion du DIB en hydrocarbures en C16 n'était que de 68%. REVENDICATIONS 1. Procédé de conversion par catalyse acide d'oléfines en C3-C12 qui possèdent un atome de carbone secondaire ou tertiaire, avec un partenaire réactionnel du groupe des oléfines en C3-C12 qui possèdent un atome de carbone secondaire ou tertiaire, des alcanes en C4-C8 ramifiés et des alcanols en C1-C4 sur des catalyseurs acides hétérogènes, qui conduit à un équilibre réactionnel avec conversion incomplète, caractérisé en ce que, dans un réacteur à ébullition, a) la matière première est amenée à traverser une zone catalytique (2), b) le mélange réactionnel provenant du catalyseur est séparé par distillation en le ou les produits réactionnels voulus sous forme de phase liquide et en les parties de la matière première non totalement converties sous forme de phase vapeur, c) une partie de la phase liquide est prélevée du fond (4) du réacteur à ébullition sous forme de produit(s) réactionnel(s) (5) et le reste (6) est amené à circuler par l'intermédiaire d'un vaporiseur (7), d) la phase vapeur (8) de b) est totalement condensée dans un condenseur (9) en ce qui concerne les parties de la matière première non totalement converties et e) la matière première (10) totalement condensée en d) est amenée à l'étape a) en même temps que la matière première fraîche (1). 2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la conversion est L'oligomérisation d'oléfines en C3-C12, de préférence l'oligomérisation d'oléfines en C4-C10. 3. Procédé selon la revendication 2, caractérisé en ce que la conversion est la dimérisation du diisobutylène. 4. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la matière première fraîche est introduite en un point quelconque au-dessus du fond, de préférence au-dessus de la zone catalytique. 5. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédente, caractérisé en ce qu'un profil de température est imposé aux étapes du procédé de manière qu'une température de 80 à 125'C règne dans la zone catalytique, qu'une température de 170 à 200C règne dans le fond de la colonne et qu'une température de 60 à 75 C règne dans le condenseur, pour une pression de 1,5 x 104 Pa à 3 x 104 Pa (150 à 300 mbar). 6. Procédé selon la revendication 2, caractérisé en ce que l'on utilise comme catalyseur un échangeur d'ions acide et une charge de catalyseur de 0,5 à 2 1 de matière première liquide par litre de catalyseur par heure. 7. Dispositif pour la mise en oeuvre du procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'il consiste en a) une zone (2) d'un catalyseur acide hétérogène qui doit être parcourue par la matière première (1), b) une zone de distillation (3) pour le mélange réactionnel provenant de a), dans laquelle le mélange réactionnel est séparé en le ou les produits réactionnels voulus sous forme de phase liquide et en les parties de la matière première non totalement converties sous forme de phase vapeur (8), c) un fond (4) du réacteur à ébullition qui permet un partage de la phase liquide en un soutirage (5) de produits réactionnels et en une circulation (6) par l'intermédiaire d'un vaporiseur (7), d) un condenseur (9) qui fonctionne à reflux total en ce qui concerne la matière première non totalement convertie de la phase vapeur provenant de b), et e) une conduite (10) qui ramène à la zone catalytique de a) le condensat de d), éventuellement après addition de matière première fraîche. 8. Dispositif selon la revendication 7, caractérisé en ce que la zone catalytique et/ou la zone de distillation et/ou la conduite de condensat sont agencées de telle manière que la circulation des phases condensées est provoquée par la force de pesanteur. 9. Dispositif selon l'une quelconque des revendications 7 et 8, carac- térisé en ce que les éléments sont disposés dans une enceinte commune de telle manière qu'il en résulte de haut en bas la succession suivante: condenseur à reflux total pour la phase vapeur de la matière première non totalement convertie, amenée pour la matière première, zone catalytique qui doit être traversée par le condensat et la matière première utilisée, passage pour la phase vapeur qui montre de la zone de distillation au condenseur, zone de distillation, domaine de fond avec soutirage de produit et vaporiseur. 10. Dispositif selon l'une quelconque des revendications 7 à 9, caractérisé en ce que le catalyseur hétérogène est disposé au centre de l'enveloppe commune pour tous les éléments du dispositif sous forme de manchon de catalyseur autour duquel est situé de manière annulaire le passage pour les vapeurs entre la zone de distillation et le condenseur, et en ce que le manchon de catalyseur possède une entrée en forme d'entonnoir pour le condensat qui reflue et pour la matière première fraîche. 11. Dispositif selon l'une quelconque des revendications 7 à 9, carac- térisé en ce que le catalyseur hétérogène est placé dans de petits sacs de tissu métallique, plastique ou textile et est parcouru de bas en haut par la matière première non totalement convertie en phase vapeur ascendante et de haut en bas par le condensat et la matière première fraîche.