Brevet FR2521131A1 — publié le 19830812

La présente invention concerne l'hydrogenolyse d'esters d'acides carboxyliques. L'hydrogénolyse des esters d'acides carboxy iniques a fait l'objet de nombreuses descriptions dans la littérature spécialisée. Normalement, lors d'une telle réaction, la liaison -CO-O- du radical ester est rompue, de sorte que la partie acide du radical ester est réduite en alcool, tandis que la partie alcool se dégage 3 l'état d'alcool libre, en conformité avec l'équation suivante R1COOR2 + 2H2 = R1CH2OH + HOR2 (I) où R1 et R2 représentent chacun un radical alcoyle, par exemple. Comme indiqué pages 129 et suivantes dans Catalytic Hydrogenation in Organic Synthesis" de M. Freifelden, publié chez John Wiley and Sons Inc (1978), le catalyseur de choix pour cette réaction est le chromite de cuivre avec du baryum comme promoteur. Des conditions de réaction typiques consistent à entretenir des températures de l'ordre de 2500C et des pressions de l'intervalle de 225 a 250 atmosphères (environ 22,81 à environ 25,35 MPa). Bien qu'on obtienne souvent un bon rendement en alcool suivant cette technique d'hydrogénolyse d'un ester, la température nécessaire pour la conversion de l'ester en alcool induit également des réactions secondaires. Par exemple, l'alcool résultant peut subir une nouvelle hydrogénolyse et produire un hydrocarbure, ou bien peut réagir avec le composé de départ et produire un ester de poids moléculaire supérieur qui est plus difficile a hydrogénolyser. En dehors de ces réactions secondaires, les catalyseurs au chromite de cuivre ont d'autres inconvénients pour le travail a l'échelle industrielle. En particulier, l'utilisation des catalyseurs au chromite dè cuivre est dangereuse du point de vue écologique et nécessite de recourir a des techniques de manipulation spéciales et onéreuses en raison de la toxicité du chrome. Il est en outre difficile de produire des lots successifs de chromite de cuivre ayant une activité catalytique reproductible. Le brevet des Etats-Unis d'Amérique nO 2079414 décrit un procédé d'hydrogénation catalytique a d'esters a l'aide de catalyseurs tels que l'oxyde de cuivre fondu, réduit complètement ou partiellement, qui peut être additionné d'oxydes promoteurs, comme l'oxyde de manganèse, l'oxyde de zinc, l'oxyde de magnésium ou l'oxyde de chrome. Des catalyseurs particulièrement recommandés sont ceux comprenant de l'oxyde de cuivre additionné d'oxyde de chrome promoteur, par exemple le chromite de cuivre. Comme indiqué page 3, colonne de droite, lignes 57 et suivantes : "Pour le travail en phase vapeur, il est préférable d'utiliser des températures de l'intervalle de 3000C a 4000C".Il est indiqué aussi que "Les conversions les plus favorables en alcools sont obtenues sous les pressions les plus élevées qui peuvent être atteintes dans l'appareillage disponible et aux températures les plus basses compatibles avec une vitesse de réaction admissible" (page 4, colonne de droite, lignes 2 et suivantes). Les exemples décrivent des réactions par lots successifs et dans tous les cas la pression absolue est de 2.500 livres/pouce2 ou davantage (17250 kPa ou davantage), tandis que la température est toujours de 2500C ou davantage et excède le plus souvent 3000C. Une limitation dans ce procédé est que les esters méthyli- ques ne peuvent être utilisés parce que le méthanol, qui serait un produit d'hydrogénation d'un ester méthylique, subit la décomposition gazeuse (voir page 5, colonne de droite, lignes 58 et suivantes).Des considérations analogues sembleraient empêcher l'appli Cation du procédé aux esters de l'acide formique parce que la partie acide formique serait également suscepti ble de donner du méthanol. D'autres indications pour l'utilisation des chromites comme catalyseurs pour l'hydrogénation des esters sont données dans le brevet des Etats-Unis d'Amérique nO 2109844. L'exemple 4 du brevet des Etats-Unis d'Amérique nO 3197418 décrit la préparation d'un catalyseur au cuivre-zinc qui peut être utilisé pour l'hydrogénation en phase liquide des huiles et des graisses sous des pressions de plus de 120 kg/cm2 (11776 kPa) et a une température de 320 C. Le brevet des Etats-Unis d'Amérique n" 2241417 décrit la production d'alcools aliphatiques supérieurs par hydrogénation en phase liquide de glycérides en présence de catalyseurs contenant du cuivre a des températures de 200du a 4000C sous des pressions de 60 à 500 atmospheres (5844 a 49033 kPa). L'hydrogénolyse des esters en hydrocarbures saturés au moyen de catalyseurs contenant comme constituants essentiels un composant apportant de l'indium ou du rhodium et un composant apportant un halogène est décrite dans le brevet des Etats-Unis d'Amérique nO 4067900. L'hydrogénolyse catalytique des esters formiques présents dans les produits de la réaction oxo au moyen de catalyseurs au nickel est décrite dans le brevet de République Démocratique Allemande nO 92440 (voir Chem. Abs., 124069j, Vol. 78 (1973), page 439). D'autres références à l'hydrogénation des formiates sont notamment un article de E. Lederle, Anales Real Soc. Espan. Fis. y Quim. (Madrid) 57B, pages 473-5 (1961). De même, le brevet de République Fédérale d'Allemagne nO 902375 décrit la production du méthanol par hydrogénation des formiates d'alcoyle sous des pressions de 20 a 50 atmospheres (1961 a 4903 kPa) au moyen de catalyseurs au chromite de cuivre; et comprend un passage suggérant d'incorporer de l'oxyde de zinc au catalyseur. La scission catalytique des esters de l'acide formique est décrite dans le brevet anglais n" 1277077. Suivant cette proposition, on utilise un catalyseur d'hydrogénation contenant du cuivre et du nickel, mais il est indiqué que le radical formyle est déshydrogéné pendant la réaction et donne naissance a du monoxyde de carbone. La production de l'éthyleneglycol par hydrogénolyse est suggérée par différentes références, notamment le brevet des Etats-Unis d'Amerique nO 4113662 qui décrit l'hydrogénation des esters en alcools a des températures de 150 0C a 4500C sous des pressions manométriques de 500 a 10.000 Jivres/pouce2 (3450 a 69000 kPa) au moyen de catalyseurs comprenant du cobalt, du zinc et du cuivre.Les exemples 4, 5 et 8 décrivent des expériences de comparaison sur un polyglycolide et du glycolate de méthyle avec des oxydes de Cu-Zn comme catalyseur a 2500C sous des pressions manométriques d'au moins 2800 livres/pouce 2 (19421 kPa), c'est- -dire dans des conditions dans lesquelles l'ester (polyglycolide ou glycolate de méthyle) se trouve en phase liquide. Le brevet des Etats-Unis d'Amérique nO 2305104 décrit l'hydrogénation des glycolates d'alcoyle au moyen de catalyseurs contenant Zn, Cr et Cu pour produire de l'éthylène- glycol. L'hydrogénation en phase vapeur des esters oxaliques à des températures de 150 0C a 3000C pour la production de I'éthyleneglycol a été décrite dans le brevet des Etats-Unis d'Amérique nO 4112145; suivant le procédé duquel un catalyseur au chromite de cuivre ou au chromite de cuivre zinc est utilisé et l'ester oxalique doit avoir une teneur en soufre inférieure a 0,4 ppm. I1 serait intéressant de disposer d'un procédé pour exécuter l'hydrogénolyse des esters avec une formation négligeable de sous-produits ou de "produits lourds", qui puisse être exécuté dans des conditions modérées. Il serait intéressant aussi de disposer d'un procédé pour exécuter l'hydrogénolyse des esters formiques et des esters méthyliques sans décomposition sensible du méthanol formé au cours de la réaction. I1 serait désirable par ailleurs de disposer d'un procédé d'hydrogénolyse dans lequel on utilise un catalyseur simple qui peut être préparé avec une activité catalytique reproductible. La présente invention vise donc à procurer un procédé perfectionné pour exécuter l'hydrogénolyse des esters qui peut être effectué dans des conditions modérées. Elle a par ailleurs pour but de procurer un procédé pour exécuter 1'hydrogénolyse des esters formiques qui donne des rendements élevés en méthanol aux conversions élevées. Elle a en outre pour but de procurer un procédé de production de 1'éthanol par conduite de l'hydrogénolyse des esters acétiques avec un rendement élevé et avec des conversions élevées dans des conditions modérées. Elle a de plus pour but de procurer un procédé perfectionné de production de l'éthylèneglycol à partir d'esters oxaliques ou à partir d'esters d'acide glycolique par hydrogénolyse catalytique dans des conditions modérées. Elle a d'autre part pour but de procurer de nouvelles voies d'hydrogénolyse conduisant à des diols, comme l'ethylèneglycol, le 1,2-propanediol, le 1,4butanediol et le 1,6-hexanediol, à partir de diesters d'acides carboxyliques ou de monoesters d'acides hydroxycarboxyliques. Elle à de surcroit pour but de procurer un procédé pour exécuter l'hydrogénolyse des esters méthyliques et des esters formiques dans des conditions modérées empêchant sensiblement la décomposition de quantités sensibles du méthanol formé dans les conditions de réaction entretenues. Elle a aussi pour but de procurer un procédé perfectionné de production du 1,4-butanediol par hydrogénolyse de la butyrolactone. L'invention a pour objet un procédé pour exécuter 1'hydrogénolyse d'un ester d'acide carboxylique, suivant lequel on met un mélange en phase vapeur contenant l'ester et de l'hydrogène en contact avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc à une température de l'intervalle d'environ 750C jusqu'a environ 3000C et sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) à environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa). L'ester peut être en substance tout ester vaporisable. Au nombre des esters qui peuvent être cités, on compte les esters d'acides mono- di- et polycarboxyliques qui peuvent être issus de monoalcools, de diols ou de polyols. Des exemples d'esters appropriés sont ceux de la formule générale R (COOR')n de même que ceux de la formule générale (R"COO)pR"' Dans les formules générales ci-dessus, n et p représentent chacun un nombre entier, de préférence de 1 à environ 5, par exemple 1, 2 ou 3, et R, R', R" et R"' représentent chacun un radical hydrocarboné cyclique ou acyclique saturé ou insaturé éventuellement substitué, dont un ou plusieurs atomes de carbone peuvent être remplacés par des hétéroatomes, par exemple d'azote, d'oxygène ou de phosphore. Des exemples de substituants possibles sur les radicaux R, R', R" et R"' sont des atomes d'oxygène, de même que des radicaux hydroxyle et alcool. De préférence, les radicaux R, R', R" et R"' comptent chacun 1 à environ 12 atomes de carbone. Normalement, les radicaux R, R', R" et R"' sont choisis parmis les radicaux alcoyle, alcényle, alcoxyalcoyle, hydroxyalcoyle, aryle, aralcoyle, alcoylaryle, alcoxyaryle, hydroxyaryle, cycloalcoyle, alcoylcycloalcoyle, alcoxycycloalcoyle, hydroxycycloalcoyle et cycloalcoylalcoyle. Ces esters peuvent dériver des acides suivants acide formique; acide acétique; acide propionique; acide n- ou iso-butyrique; acide n- ou iso-valérique acide caproïque; acide caprylique; acide caprique; acide 2-éthylhexanoïque; acide glycolique; acide pyruvique; acide cyclohexanecarboxylique; acide benzoïque; acide o-, m- ou p-toluiques; acide o-, m- ou -méthoxybenzoiques; acide napth-2-oïque; acide cinnamique; acide oxalique; acide malonique; acide succinique; acide glutarique; acide adipique; acide maléique; acide fumarique; acide acrylique; acide méthacrylique; acide i- ou XLcrotonique; acide acétylênedicarboxylique; acide méthoxyacétique; acide phénylacétique; acide vanllique;; acide téréphtalique; acide o-salicylique; acide lactique; acide citrique; acide t-hydroxybutyrique; acide furoïque, et ainsi de suite. De préférence, l'acide compte 1 a environ 12 atomes de carbone. Des monoalcools, diols ou polyols appropriés peuvent être choisis parmi méthanol; éthanol; n- ou iso-propanol; n-, iso-, sec- ou t-butanol; pentane-l ou 2-ol; 2-méthyl-butane-2, 3 ou 4-ol; hexanols; heptanols; octanols (par exemple 2-éthylhexanol); alcool cétylique; alcool laurylique; alcool furfurylique; éthyleneglycol; 1,2- ou 1,3-propylèneglycol; 1 ,4-butanediol; 1,6-hexanediol; glycérol; alcool allylique; alcool vinylique; phénol; o-, m- ou p-crésol; alcool benzylique; alcool phényléthylique; - éther monométhylique d'éthylèneglycol; éther monoéthyl ique d'éthyleneglycol; cyclohexanol; mono-, di- ou tri-ethanolamine, et ainsi de suite. De préférence, l'alcool monohydroxylé, le diol ou polyol ne compte pas plus d'environ 12 atomes de carbone. Des exemples d'esters spécifiques sont les formiates d'alcoyle (par exemple, les formiates de méthyle, d'éthyle, de n- ou iso-propyle et de n-, iso-, s- ou t-butyle); les acétates d'alcoyle (par exemple, les acétates de méthyle, d'éthyle, de n- ou iso-propyle et de n-, iso-, s- ou t-butyle); les acétates de cycloalcoyle (par exemple, l'acétate de cyclohexyle); les propionates d'alcoyle (par exemple, le propionate de n-propyle); les n-butyrates d'alcoyle (par exemple, le nbutyrate de n-butyle); les iso-butyrates d'alcoyle (par exemple, 1' iso-butyrate d'iso-butyle); les n-valérates d'alcolyle (par exemple, le valérate de n-amyle); les iso-valérates d'alcoyle (par exemple, l'iso-valérate de méthyle); ; les caproates d'alcoyle (par exemple, le caproate d'éthyle); les caprylates d'alcoyle (par exemple, le caprylate de méthyle); les caprates d'alcoyle (par exemple, le caprate d'éthyle); les 2-éthylhexanoates d'alcoyle (par exemple, le 2-éthylhexanoate de 2-éthyhexyle); l'acétate de vinyle; l'acétate d'allyle; les alcoxyacétates d'alcoyle (par exemple, le méthoxyacétate de méthyle); les glycolates d'alcoyle (par exemple, les glycolates de méthyle et d'éthyle); les oxalates de dialcoyle (par exemple, les oxalates de diméthyle, de diéthyle et de di-n-butyle); les succinates de dialcoyle (par exemple, les succinates de diméthyle et de diéthyle); les adipates de dialcoyle (par exemple, les adipates de dimethyle et de diéthyle);; les mono- et di-carboxylates de l'éthylèneglycol (par exemple, le diformiate de l'éthylèneglycol, les mono et di-acétates de l'éthylèneglycol, le di-nbutyrate de l'éthylèneglycol, l'oxalate de ltéthylène- glycol et le glycolate de l'éthyldneglycol); les esters formés par un acide monocarboxylique et l'acide furfurylique (par exemple, l'acétate de furfuryle); les esters alcoyliques d'acides aromatiques (par exemple, le benzoate de méthyle, le benzoate d'éthyle, l'o-toluate de méthyle, le napth-2-oate de méthyle, le phénylacétate de méthyle et le phénylacétate d'éthyle); les esters phényliques d'acides monocarboxyliques (par exemple, l'acétate de phényle); les esters benzyliques d'acides monocarboxy -liques (par exemple, l'acétate de benzyle);; les maléates de dialcoyle (par exemple, le maléate de diméthyle et le maléate de diéthyle); les fumarates de dialcoyle (par exemple, le fumarate de diméthyle et le fumarate de diéthyle); les esters dialcoyliques de l'acide acétylène dicarboxylique (par exemple, l'acétylene-dicarboxylate de diméthyle); les malonates de dialcoyle (par exemple, le malonate de diéthyle); les glycolates d'alcoyle (par exemple, le glycolate de méthyle et le glycolate d'éthyle); les lactates d'alcoyle (par exemple, le lactate d'-éthyle); les pyruvates d'alcoyle (par exemple, le pyruvate d'éthyle); les cyclohexanecarboxylates d'alcoyle (par exemple, le cyclohexanecarboxylate de méthyle); les lactones (par exemple, la gammabutyrolactone); et ainsi de suite. Dans le procédé de l'invention, le mélange en phase vapeur devant être mis au contact du catalyseur contient, en plus de l'ester, de l'hydrogène soit seul, soit en mélange avec d'autres gaz (avantageusement des gaz inertes a l'égard de l'ester et du catalyseur). Les mélanges gazeux contenant de l'hydrogène comprennent des gaz inertes tels que l'azote ou le monoxyde de carbone. Par "gaz contenant de l'hydrogène", il y a lieu d'entendre aux fins de l'invention tant l'hydrogène sensiblement pur que les mélanges gazeux contenant de l'hydrogène. Le procédé d'hydrogénolyse de l'invention est exécuté à une température d'environ 750C a environ 3000C, mais souvent la température préférée peut tomber dans l'intervalle d'environ 1500C a environ 2000C, par exemple avec les formiates d'alcoyle, elle est le plus souvent typiquement d'environ 1800C a environ 2300C. Parfois, un intervalle moins élevé peut être préféré, par exemple avec le formiate de t-butyle, l'intervalle de température préféré s'étend d'environ 1300C à environ 1900 C. La pression totale absolue est comprise entre environ Oal kg/cm2 (environ 9,8 kPa) et environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa), mais de préférence, elle n'excède pas environ 50 kg/cm2 (environ 4906 kPa), et plus avantageusement encore, elle est d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) à environ 25 kg/cm2 (environ 2453 kPa). - Le mélange de CuO et ZnO, avant la réduction, contient de préférence environ 5 à environ 958 en poids et typiquement environ 10 à environ 70% en poids de CuO, outre environ 95 a environ 5% en poids et typiquement environ 90 a environ 30% en poids de ZnO. Par conséquent, le mélange peut contenir, par exemple, environ 20 à environ 40% en poids de CuO et environ 60 a environ 80% en poids de ZnO. Par exemple, un mélange préféré comprend environ 30 à environ 36% en poids de CuO et environ 62 a environ 68% en poids de ZnO. D'autres mélanges particulièrement préférés comprennent environ 65 à environ 85% en poids de CuO et environ 35 à environ 15% en poids de ZnO, par exemple des mélanges comprenant environ 68 à environ 75% en poids de CuO et environ 32 0 environ 25% en poids de ZnO. Le catalyseur d'hydrogénolyse peut contenir des quantités mineures d'autres substances comme du carbone, du sodium, du titane, du zirconium, du manganèse, de la silice, de la terre de diatomées, du kieselguhr et de l'oxyde d'aluminium. Ces autres matières ne forment habituellement pas plus d'environ 20% en poids a calculer en oxyde (sauf dans le cas du carbone). Dans le cas du sodium, il est le plus favorable de ne pas excéder environ 0,5% en poids, à calculer en oxyde.De la sorte d'autres catalyseurs préférés consistent en mélanges comprenant environ 40 à environ 50% en poids tant de CuO que de ZnO et o a environ 20% en poids d'alumine. Le catalyseur est toutefois de préférence essentiellement exempt d'autres métaux, en particulier de métaux du groupe VIII du tableau périodique, comme Fe, Co, Ni, Ru, Rh, Pd, Os, Ir et Pt, ainsi que de métaux du groupe VIB, comme Cr, Mo et W, outre Tc, Ag, Re, Au et Cd, et par ailleurs d'autres éléments d'un nombre atomique de 80 et davantage, par exemple Hg et Pb. Par "sensiblement exempt", il convient d'entendre que le catalyseur ne contient pas plus d'environ 0,1% en poids (c'est- -dire pas plus d'environ 1000 ppm), et de préférence pas plus d'environ 250 ppm de l'élément en question.Le catalyseur peut être préparé suivant l'un quelconque des procédés connus pour former un catalyseur mixte d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc. Le catalyseur peut être préparé par fixation des oxydes distincts, par coprécipitation des oxalates, nitrates et acétates, puis par calcination. Le procédé par coprécipitation est préféré. En règle générale, le mélange de Cu0 et de ZnO est réduit par l'hydrogène ou le monoxyde de carbone a une température de l'intervalle d'environ 1600C à environ 2500C pendant quelques heures, de préférence 8 à 24 heures, avant d'être mis en contact avec le mélange en phase vapeur contenant l'ester et l'hydrogène. Si le catalyseur est amené sous forme préréduite, la durée nécessaire pour la réduction peut être diminuée en proportion. Le mélange de CuO et ZnO est réduit avant d'être utilisé comme catalyseur au stade d'hydrogénolyse. L'hydrogène et/ou le monoxyde de carbone sont de préférence mélangés avec un gaz de dilution, comme la vapeur d'eau, l'azote ou un gaz de combustion pour le maintien de la température du lit catalytique et pour l'évacuation de la chaleur de réduction. La réduction du mélange de CuO et de ZnO est achevée lorsqu'aucune quantité d'hydrogène ou de monoxyde de carbone ne réagit plus, comme l'indique l'analyse du gaz à l'entrée et a la sortie. Au moyen d'hydrogène, la réduction complète du mélange a lieu lorsque la quantité totale d'eau produite lors de la réduction est égale à la quantité stoechiométrique d'eau qui devrait être produite lorsqu'une quantité déterminée d'oxyde de cuivre est réduite en cuivre. Cette valeur est d'environ 0,079 kg d'eau par kg de catalyseur, pour un mélange contenant 35% en poids de CuO. Une matiere de support inerte peut être incorporée å la composition du catalyseur d'hydro gènolyse. Le catalyseur est généralement façonné en pastilles, comprimés ou autres corps appropriés avant d'être utilisé, suivant des techniques classiques cette fin. Il est avantageux que le mélange de Cu'O et de ZnO ait une surface spécifique interne d'environ 25 à environ 50 m2/g. La surface spécifique interne peut être déterminée suivant le procédé BET bien connu. Le procédé de l'invention est exécuté le plus avantageusement en marche continue, bien que la marche semi-continue ou par lots successifs soit applicable aussi. Suivant le procédé préféré en marche continue, un ester ou un mélange d'esters, un gaz contenant l'hydrogène et, éventuellement, un gaz véhiculaire comme l'azote, peuvent être rassemblés et mis en contact en phase vapeur sous la pression désirée avec le catalyseur. La zone de réaction est avantageusement un réacteur tubulaire oblong dans lequel le catalyseur se trouve inséré. Lors du procédé d'hydrogénolyse de l'invention, la réaction principale observée avec beaucoup d'esters est celle de l'équation (I) ci-dessus. Par conséquent, un ester monocarboxylique donne dans ce cas un mélange d'alcools, dont l'un dérive de la partie acide carboxylique et dont l'autre dérive de la partie alcool. Les esters des acides dicarboxyliques et ceux des polyols donnent les diols et polyols correspondants. Par exemple, les oxalates de dialcoyle donnent de l'éthylèneglycol et l'alcanol correspondant. Toutefois, dans certaines circonstances, les produits comprennent des hydrocarbures issus de la partie acide carboxylique et/ou de la partie alcool.Il est a présumer que les alcools sont formés en premier lieu, mais qu'ils sont ensuite rapidement hydrogénés en les hydrocarbures correspondant dans les conditions de réaction entretenues. Dans les conditions normales de travail, les alcools sont les produits majeurs lorsque l'alimentation est formée par des esters alcoyliques d'acides aliphatiques. Toutefois, dans le cas des esters d'acides aromatiques, tels que l'acide benzoïque, ou d'alcools aromatiques, tels que l'alcool benzylique, le produit majeur issu de la partie acide aromatique ou de la partie alcool aromatique, suivant le cas, est habituellement l'hydrocarbure correspondant. Dans certains cas, un alcool formé comme produit primaire peut subir une nouvelle réaction. Par exemple, l'hydrogénolyse du maléate de diéthyle ou du succinate de diéthyle peut donner non le 1,4-butanediol a prévoir comme produit primaire, mais du tétrahydrofuranne. En outre, lors de l'hydroqénolyse de l'acétate de t-butyle, les produits observés contiennent non seulement du t-butanol, mais aussi de l'iso-butene, dont il est a présumer qu'il est formé par déshydratation du t-butanol dans les conditions de réaction entretenues. Le ou les alcools et/ou hydrocarbures (s'ils sont liquéfiables) que donne la réaction d'hydrogénolyse peuvent être séparés de l'hydrogène par condensation et l'excès d'hydrogène peut être comprimé et recyclé a la zone de réaction. L'alcool ou hydrocarbure brut peut être utilisé sous cette forme ou bien peut être purifié davantage de manière classique, par exemple par distillation fractionnée. Si la chose est désirée, la fraction non convertie éventuelle de l'ester ou du mélange d'esters peut être séparée du produit de réaction et recyclée à la zone de réaction et, de préférence, mélangée avec des gaz d'alimentation frais avant d'entrer dans la zone de réaction. Pour l'application du procédé de l'invention, la pression partielle de l'ester peut varier dans un grand intervalle, par exemple d'environ 0,05 kg/cm2 (4,9 kPa) sinon moins à environ 10 kg/cm2 (981 kPa) sinon davantage. Il faut toutefois veiller à assurer qu'a tout moment la température du mélange en phase vapeur au contact du catalyseur soit supérieure au point de rosée de l'ester dans les conditions de pression entretenues. Le mélange en phase vapeur contient, de préférence, au moins une quantité d'hydrogene correspondant la quantité stoechiométrique d'hydrogène nécessaire pour l'hydrogénolyse. Habituellement, l'bydrogène est present en excès sur la quantité stoechiometrique. Dans ce cas, l'hydrogène en excès subsistant après l'isolement du produit peut être recyclé à la zone de réaction catalytique. I1 ressort de manière évidente de l'équation (I) ci-dessus qu'il faut 2 moles d'hydrogène pour I'hydrogenolyse de chaque radical ester d'acide carboxylique contenu dans la molécule d'ester.Si l'ester contient une insaturation non aromatique (c'est-t-dire une double ou triple liaison carbone-carbone), ces liaisons non saturées doivent également subir l'hydrogénation dans les conditions d'hydrogénolyse entretenues. Par conséquent, la quantité stoechiométrique d'hydrogène nécessaire pour réduire 1 mole d'un monoester insaturé correspond a 3 ou 4 moles d'hydrogène, sinon davantage. Les diesters nécessitent 4 moles d'hydrogène par mole de diester, s'ils sont saturés, pour leur hydrogénolyse et les diesters à insaturation non aromatique peuvent exiger 5 moles d'hydrogène ou davantage pour l'hydrogénolyse de 1 mole de diester. Les triesters et polyesters supérieurs exigent 6 moles d'hydrogène ou davantage, suivant le nombre des radicaux ester et de liaisons insaturées non aromatiques, par mole pour l'hydrogénolyse. Le rapport molaire hydrogène:ester dans le mélange en phase vapeur peut varier dans un grand intervalle, par exemple d'environ 2:1 à environ 100:1 ou davantage pour un monoester ou d'environ 4:1 a environ 100:1 ou davantage pour un diester. Ce rapport dépend, au moins dans une certaine mesure, de la volatilité de l'ester utilisé, ainsi que du nombre des radicaux ester dans l'ester a réduire. Normalement, le rapport molaire hydrogène:ester est d'au moins- environ 25:1. Bien que le procédé de l'invention soit applicable de manière générale aux esters d'acides carboxyliques, il donne habituellement les meilleurs résultats avec les esters bouillant a des températures n'excédant pas environ 3000C sous la pression atmosphérique. Bien qu'il soit possible d'utiliser des esters ayant des points d'ébullition encore plus élevés, le recours aux esters a point d'ébullition supérieur limite la pression partielle de l'ester qui peut être entretenue dans le mélange en phase vapeur et, par conséquent, la vitesse d'hydrogénolyse. Lors de l'utilisation d'esters à point d'ébullition extrêment élevé, les viteses de réaction sont donc réduites en proportion. Certains esters peuvent subir une décomposition thermique a des températures se rapprochant de 3000C et éventuellement a des températures inférieures à leur point d'ébullition sous la pression atmosphérique. Lors de l'utilisation de tels esters, la température pendant l'hydrogénolyse ne peut être élevée au point qu'il y ait une décomposition thermique sensible de l'ester. En règle générale, il est préférable d'utiliser des esters d'acides monocarboxyliques, de préférence des esters d'acides monocarboxyliques aliphatiques formés par des alcools aliphatiques comptant 2 a environ 20 atomes de carbone, ou des esters d'acides dicarboxyliques, de préférence des diesters d'acides dicarboxyliques aliphatiques, comptant 4 a environ 16 atomes de carbone. Suivant un aspect particulièrement préféré, l'invention a pour objet un procédé de production de i?'éthylèneglycol, suivant lequel on exécute l'hydro- génolyse d'un ester de l'acide oxalique par mise en contact d'un mélange en phase vapeur contenant l'ester et de l'hydrogène avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc a une température d'environ 750C jusqu'a environ 3000C sous une pression absolue d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) a environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa) et on recueille l'éthylèneglycol résultant.Lors de l'hydrogénolyse des esters de l'acide oxalique, les températures d'environ 1800C a environ 2400C sont préférées et les pressions absolues de travail préférées s'échelonnent d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 35 kg/cm2 (environ 3435 kPa). Suivant un autre aspect préféré, l'invention a pour objet un procédé de production du méthanol, suivant lequel on exécute l'hydrogénolyse d'un ester de l'acide formique par mise en contact d'un mélange en phase vapeur contenant l'ester et de l'hydrogène avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc a une température de l'intervalle d'environ 750C à environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) à environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa) et on recueille le méthanol résultant.Lors de l'hydrogénolyse des esters de l'acide formique en méthanol, la température s'échelonne de préférence d'environ 1300C à environ 2200C, par exemple d'environ 1500C à environ 1900C, et la pression absolue s'échelonne de préférence d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 35 kg/cm2 (environ 3435 kPa). Suivant encore un aspect préféré, l'invention a pour objet un procédé de production de l'éthanol, suivant lequel on exécute l'hydrogénolyse d'un ester de l'acide acétique par mise en contact d'un mélange en phase vapeur contenant l'ester et de I'hydrogène avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc - une température de l'intervalle d'environ 750C a environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) a environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa) et on recueille l'éthanol résultant.Lors de l'hydrogénolyse des esters de l'acide acétique en ethanol, la température s'échelonne de préférence d'environ 1800C a environ 2400C et la pression absolue s'échelonne d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 35 kg/cm2 (environ 3435 kpa). L'invention a par ailleurs pour objet un procédé de production du 1,4-butanediol et/ou du tétrahydrofuranne, suivant lequel on exécute l'hydrogénolyse d'un ester d'un acide choisi entre l'acide maléique, l'acide fumarique, l'acide acétyldnedicar- boxylique et l'acide succinique, par mise en contact d'un mélange en phase vapeur contenant l'ester et de l'hydrogène avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc, a une température de l'intervalle d'environ 750C a environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) a environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa) et on recueille le 1,4-butanediol et/ou le tétrahydrofuranne résultant.Lors de la production du l-,4-butanediol et/ou du tétrahydrofuranne suivant un tel procédé, il est préférable que la température s'échelonne d'environ 1800C a environ 2400C, tandis que la pression absolue préférée s'échelonne d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ35 kg/cm2 a environ 3435 kPa). L'invention a en outre aussi pour objet un procédé de production de l'éthylèneglycol, suivant lequel on exécute l'hydrogénoiyse d'un ester de l'acide glycqlique par mise en contact d'un mélange en phase vapeur contenant l'ester et de l'hydrogène avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc, å une température de l'intervalle d'environ 750C a environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) à environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa) et on recueille l'éthyîèneglycol résultant. Lors de l'hydrogenolyse des esters de l'acide glycolique en éthyleneglycol, il est préférable de travailler a une température d'environ 1800C a environ 240"C sous des pressions absolues d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 35 kg/cm2 (environ 3435 kPa). L'invention a egalement pour objet un procédé de production du 1,4-butanediol, suivant lequel on exécute 1'hydrogénolyse de la butyrolactone par mise en contact d'un mélange en phase vapeur contenant la butyrolactone et de l'hydrogène avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc, a une température de l'intervalle d'environ 750C a environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) a environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa) et on recueille le 1,4-butanediol résultant. Lors de l'hydrogénolyse de la butyrolactone, il est préférable de choisir une température de l'intervalle d'environ 1800C a environ 240CO et une pression absolue de l'intervalle d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 45 kg/cm2 (environ 4416 kPa). Les meilleurs rendements en 1,4-butanediol sont généralement atteints dans la partie supérieure de 11 intervalle de pression, par exemple sous une pression absolue d'environ 25 kg/cm2 (environ 2453 kPa) a environ 45 kg/cm2 (environ 4416 kPa). Dans chaque cas, l'isolement des produits d'hydrogénolyse peut être effectué de maniere classique, par exemple par condensation puis, si la chose est désirée, par distillation fractionnée sous pression normale, réduite ou élevée. L'invention est davantage illustrée par les exemples suivants. EXEMPLE 1. On pompe du butyrate de n-butyle au débit de 3,8 ml/heure dans un dispositif mélangeur gaz/liquide chauffé a l'électricité dans lequel on admet également de l'hydrogène à un débit et sous une pression imposés. On fait passer le mélange en phase vapeur résultant par une conduite calorifugée et chauffée a l'électricité dans un serpentin de préchauffage menant ! un réacteur tubulaire garni de 146 ml d'un catalyseur en poudre. Tant le réacteur tubulaire que le serpentin de préchauffage sont immergés dans un bain de sel en fusion chauffé à 1740C. On fait passer le mélange en phase vapeur quittant le réacteur dans un condenseur refroidi par eau et on recueille le condensat résultant dans un séparateur gaz-liquide refroidi par eau. On règle la pression absolue du gaz sortant à 10,55 kg/cm2 (1035 kPa). On fait passer ensuite les gaz non condensés par un robinet de détente, le débit de gaz étant surveillé a l'aval de ce robinet au moyen d'un compteur à gaz humide. On entretient pendant toute l'expérience un débit de gaz de 46,4 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). On analyse le condensat liquide par chromatographie gazeuse dans une colonne en acier inoxydable de 2 mètres (diametre extérieur de 6 mm) garnie de poly éthylèneglycol (poids moléculaire nominal 20.000) sur du Chromosorb PAW, en entretenant un courant d'hélium de 30 ml/minute et en utilisant un détecteur a ionisation de flamme. Cet instrument est muni d'un enregistreur graphique équipé d'un intégrateur de pic et est calibré a l'aide d'un mélange de n-butanol et de butyrate de n-butyle de constitution connue. Le condensat se révèle contenir un mélange de 99,62% en poids de butanol et de 0,28% en poids de butyrate de n-butyle, ce qui correspond a une conversion de 99,7% avec une sélectivité de sensiblement 100%. On introduit le catalyseur utilisé dans le présent exemple dans le réacteur sous la forme d'un mélange coprécipité dé CuO et de ZnO contenant 33+3% de CuO et de 65+3% de ZnO, d'une granulométrie de l'intervalle de 1,2 mm a 2,4 mm, ayant une surface spécifique inte-rne d'environ 45 m2/g. On préréduit ce catalyseur dans le réacteur avec un mélange gazeux à 5% en volume de H2 dans le N2 a 2000C pendant 17 heures, puis au moyen d'hydrogène pur a 2000C pendant 8 heures, le débit de gaz dans chacun étant d'environ 20 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique au moyen du compteur a gaz humide), la pression absolue du gaz étant de 10,55 kg/cm2 (1035 kPa). Après cette préréduction, on maintient le catalyseur a tout moment en atmosphère contenant de l'hydrogène. EXEMPLE 2. On répète le procédé de l'exemple 1 au moyen d'acétate d'éthyle au lieu de butyrate de n-butyle a un débit de 7,4 ml/heure, avec un débit d'hydrogène de 41,9 litres/heure (mesuré sous la pression atmosphérique au moyen du compteur a gaz humide). Au cours de cette expérience, la température du bain de sel est de 1850C et la pression absolue du gaz à la sortie est de 10,55 kg/cm2 (1035 kPa). Le condensat liquide se révèle contenir une quantité mineure d'acétate d'éthyle, une quantité majeure d'éthanol et une trace de n-butanol. La conversion observée en éthanol est de 97,1% et la sélectivité en faveur de l'éthanol est d'environ 95%. EXEMPLE 3. En répétant le procédé de l'exemple 2 a une température du bain de sel de 2030C avec un débit de gaz de 160,4 litres/heure et un débit d'alimentation liquide (acétate d'éthyle) de 34,8 ml/heure, on identifie tant l'acétate d'éthyle que l'méthanol dans le condensat liquide, mais sans qu'il se forme de quan tités sensibles de n-butanol. La conversion de l'ester est de 82,6% et la sélectivité en faveur de l'éthanol est d'environ 100%. EXEMPLE 4. On applique le procédé de l'exemple 1 au moyen de formiate d'iso-propyle qu'on débite a raison de 23,4 ml/heure avec un débit de gaz de 35,1 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique au moyen du compteur a gaz humide). La température du bain de sel est de 1850C et la pression absolue du gaz a la sortie est de 10,55 kg/cm2 (1035 kPa). A l'analyse, le condensat liquide se révèle contenir comme constituant majeur, en dehors d'une trace d'acétone et de nbutanol, du méthanol et de l'iso-propanol. La conversion de l'ester de départ est sensiblement de 100% et la sélectivité en faveur du méthanol est d'environ 99%. EXEMPLE 5. On répète le procédé de l'exemple 1 au moyen d'acétate de méthyle au lieu de butyrate de n-butyle à un débit de 75 ml/heure avec un débit d'hydrogène de 115,2 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). Au cours de cette expérience, la température du bain de sel est de 1940C et la pression absolue du gaz de sortie est de 9,49 kg/cm2 (935 kPa). Le condensat liquide se révèle contenir 55,7% en poids d'acétate de méthyle, 10,02% en poids d'acétate d'éthyle, 15,248 en poids d'éthanol et 18,95% en poids de méthanol. La conversion observée en méthanol est de 52,4 moles %. EXEMPLE 6. On répète le procédé de l'exemple 5 a une température du bain de sel de 2170C sous une pression absolue du gaz de sortie de 8,86 kg/cm2 (868 kPa) avec un débit de gaz de 225 litres/heure et un débit de liquide d'alimentation (acétate de méthyle) de 75 ml/heure. Le condensat liquide se révèle contenir 19,318 en poids d'acétate de méthyle, 11,19% en poids d'acétate d'éthyle, 35,64% en poids d'éthanol et 31,968 en poids de méthanol. La conversion en méthanol observée est de 72,40 moles %. EXEMPLE 7. 7 On répète le procédé de l'exemple 1 au moyen d'acétate de sec-butyle au lieu de butyrate de n-butyle a un débit d'alimentation de 118 ml/heure et un débit d'hydrogène de 143,9 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). Au cours de cette expérience, la température du bain de sel est de 2030C et la pression absolue du gaz de sortie est de 10,55 kg/cm2 (1035 kPa). Le condensat liquide se révèle contenir 6,08 en poids d'acétate d'éthyle, 20,6% en poids d'éthanol, 40,1% en poids d'acétate de sec-butyle, et 33,3% en poids de sec-butanol.La conversion en éthanol observée est de 59,9 moles % et la sélectivité en faveur de 1'éthanol et du sec-butanol est sensiblement de 100% EXEMPLE 8. On pompe de l'oxalate de di-n-butyle au débit de 15,4 ml/heure dans un dispositif mélangeur gaz/liquide chauffé a l'électricité alimenté également en hydrogène à un débit et sous une pression imposés, par une conduite chauffée a l'électricité. On fait passer le mélange en phase vapeur résultant dans une conduite calorifugée chauffée a l'électricité jusqu' un serpentin de préchauffage avant le passage dans un réacteur tubulaire en acier inoxydable garni de 15 ml d'un catalyseur concassé. Tant le réacteur tubulaire que le serpentin de préchauffage sont immergés dans un bain de sel fondu. La température du bain de sel est ajustée jusqu'a ce que la température du mélange en phase vapeur, observée a l'aide d'un thermocouple agencé immédiatement a l'amont du lit catalytique, soit de 2400C. On fait passer le mélange en phase vapeur quittant le réacteur dans un condenseur refroidi par eau, puis dans un second condenseur réfrigéré dans lequel on fait passer uh agent réfrigérant à -150C. On recueille le condensat résultant dans un séparateur gaz/liquide réfrigéré également maintenu à -150C.On règle la pression absolue du gaz de sortie a 15,5 kg/cm2 (1518 kPa). On fait passer les - gaz non condensés ensuite par un robinet de détente, le débit de gaz étant surveillé a l'aval de ce robinet a l'aide d'un compteur a gaz humide. On entretient un débit de gaz de 156,6 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique) pendant toute l'expérience. La vitesse spaciale liquide de l'oxalate de di-n-butyle est de 1,03 heure'l. On analyse le condensat liquide par chromatographie gazeuse en utilisant une colonne en acier inoxydable de 2 mètres (diametre extérieur de 6 mm) garnie de polyéthylèneglycol (poids moléculaire nominal 20.000) sur Chromosorb PAW, avec un débit d'hélium de 30 ml/minute et en utilisant un détecteur a conductivité thermique. L'instrument est muni d'un enregistreur graphique équipé d'un intégrateur de pic et est calibré à l'aide d'un mélange d'éthanol, de n-butanol, de glycolate d'éthyle, de glycolate de n-butyle, d'éthylèneglycol et d'oxalate de di-n-butyle de composition connue.Le condensat se révele contenir un mélange de 0,60% en poids d'éthanol, de 31,37% en poids de n-butanol, de 0,1% en poids de glycolate d'éthyle, de 0,7% en poids de glycolate de n-butyle, de 15,88% en poids d'éthyleneglycol et de 70,15% en poids d'oxalate de n-butyle, ce qui correspond a une conversion de 27,5% avec une sélectivité de 93,0% en faveur de l'éthyleneglycol. On introduit le catalyseur utilisé dans le présent exemple dans le réacteur sous la forme d'un mélange coprécipité de CuO et ZnO contenant 33+3% de CuO et 65+3% de ZnO et ayant une granulométrie de l'intervalle de 1,2 a 2,4 mm et une surface spécifique interne d'environ 45 m2/g. On préréduit ce catalyseur dans le réacteur au moyen d'un mélange gazeux a 5% en volume de H2 dans N2 à 2000C pendant 16 heures, puis au moyen d'hydrogène pur à 2000C pendant 16 heures, le débit de gaz étant, dans chaque cas, environ 20 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique) et la pression absolue du gaz étant de 15,5 kg/cm2 (1518 kPa). Après ce stade de préréduction, on maintient le catalyseur a tout moment dans une atmosphère contenant de l'hydrogène. EXEMPLE 9. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen d'oxalate de di-n-butyle au débit d'alimentation de 30,6 ml/heure et avec un débit d'hydrogène de 284 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). Le condensat liquide se révele contenir 0,25% en poids d'éthanol, 14,62% en poids de n-butanol, 0,50% en poids de glycolate de n-butyle, 10,19% en poids d'éthylèneglycol et 75,73% en poids d'oxalate de di-nbutyle. La conversion en éthyleneglycol observée est de 21,5% et la sélectivité en faveur de l'éthylèneglycoî est de 94,7%. EXEMPLE 10. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de succinate de diéthyle au débit d'alimentation de 15,4 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 15,5 kg/cm2 (1518 kPa) et la température d'admission est de 2420C. Le débit de gaz est de 157,8 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). la vitesse spaciale horaire liquide est de 1,03 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse révèle que le condensat contient 16,96% en poids d'méthanol 4,40% en poids de tétrahydrofuranne 0,8% en poids de n-butanol 66,53% en poids de succinate de diéthyle. Ceci correspond a une conversion de 32,2% du succinate de diéthyle avec une sélectivité de 85,0% en faveur du tétrahydrofuranne et de 14,0% en faveur du n butanol. EXEMPLE 11. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de maléate de diéthyle a un débit d'alimentation de 16,9 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 15,1 kg/cm2 (1484 kPa) et la température d'admission est de 2220C. Le débit de gaz est de 156,6 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,13 heure. L'analyse de la chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 2,57% en poids de tétrahydrofuranne 8,49% en poids d'éthanol 0,4% en poids de n-butanol 14,24% en poids de succinate de diéthyle 64,08% en poids de maléate de diéthyle. Ceci correspond a une conversion de 22,2% du maléate de diéthyle en tétrahydrofuranne et en nbutanol avec une sélectivité de 87,0% en faveur du tétrahydrofuranne et de 12,7% en faveur du n-butanol ainsi qu'a une conversion de 15,6% en succinate de diéthyle. EXEMPLE 12. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen d'acétate de cyclohexyle au débit d'alimentation de 17,3 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 15,5 kg/cm2 (1518 kPa) et la température a l'entrée est de 2290C. Le débit de gaz est de 157,2 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,15 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 1,14% en poids de cyclohexane 1,36% en poids d'acétate d'éthyle 24,43% en poids d'éthanol 52,16% en poids de cyclohexanol 7,86% en poids d'acétate de cyclohexyle. Ceci correspond à une conversion de 92,8% de l'acétate de cyclohexyle. EXEMPLE 13. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen d'acétate de benzyle a un débit d'alimentation de 47,8 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 16,9 kg/cm2 (1656 kPa) et la température à i1 entrée est de 2350C. Le débit de gaz est de 466,2 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 3,19 heure 1. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient : 0,42% en poids d'acétate d'éthyle 15,80% en poids d'éthanol, 31,67% en poids de toluène 1,90% en poids d'acide acétique 0,50% en poids d'alcool benzylique 41,33% en poids d'acétate de benzyle. Ceci correspond à une conversion de 58,7% de l'acétate de benzyle avec une sélectivité de 98,5% en faveur du toluène. EXEMPLE 14. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de benzoate de méthyle a un débit d'alimentation de 15,4 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 15,5 kg/cm2 (1518 kPa) et la température a l'entrée est de 2200C. Le débit de gaz est de 156,6 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,03 heure. Le condensat se sépare en deux couches, de sorte qu'on ne tente pas de réaliser une analyse précise. Toutefois, la chromatoghraphie en phase gazeuse indique que les deux produits majeurs sont le toluène et le méthanol. On estime que la conversion du benzoate de méthyle a atteint environ 40% avec a peine 1% de sélectivité en faveur de l'alcool benzylique. EXEMPLE 15. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de phénylacétate d'éthyle à un débit d'alimentation de 1E,7 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 15,5 kg/cm2 (1518 kPa) et la température å l'entrée est de 2150C. Le débit de gaz est de 157,8 litres par heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,11 heure. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 12,16% en poids d'éthanol 6,94% en poids d'éthylbenzène 21,50% en poids de phényléthanol 53,04% en poids de phénylacétate d'éthyle Ceci correspond a une conversion de 46,7% du phénylacétate d'éthyle avec une sélectivité d'environ 100% en faveur de l'éthanol, de 27,0% en faveur de I'ethylbenzène et de 72,9% en faveur du phényléthanol. EXEMPLE 16. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de diacétate de l'éthyleneglycol a un débit d'alimentation de 16,8 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 28,0 kg/cm2 (2746 kPa) et la température à l'entrée est de 1970C. Le débit de gaz est de 240 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,12 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 0,63% en poids d'acétate d'éthyle 2,37% en poids d'éthanol 10,99% en poids de monoacétate de lléthylèneglycol 85,38% en poids de diacétate de l'éthyleneglycol. Ceci correspond à une conversion de 13,0% en poids du diacétate de l'éthyleneglycol avec une sélectivité de 87,7% en faveur de l'éthanol, de 12,2% en faveur de l'acétate d'éthyle et de 100% en faveur du monoacétate de l'éthylèneglycol. EXEMPLE 17. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de lactate d'éthyle a un débit d'alimentation de 15,9 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 16,4 kg/cm2 (1608 kPa) et la température a l'entrée est de 234 C. Le débit de gaz est de 156,6 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,06 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 12,62% en poids d'éthanol 0,25% en poids de n-propanol 14,41% en poids de i,2-propanediol 64,49% en poids de lactate d'éthyle Ceci correpond a une conversion de 34,7% du lactate d'éthyle avec une sélectivité de 97,7% en faveur du 1,2-propanediol et de 2,3% en faveur du npropanol. EXEMPLE 18. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen d'adipate de diméthyle a un débit d'alimentation de 16,7 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 29,5 kg/cm2 (2898 kPa) et la température a l'entrée est de 2330C. Le débit de gaz est de 240 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,11 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient : 4,92% en poids de méthanol 84,29% en poids d'adipate de diméthyle 6,44% en poids de 1,6-hexanediol. Le condensat contient également une certaine quantité d'autres composés non identifiés. Ceci correspond à une conversion de 23,0% de l'adipate de diméthyle avec une sélectivité d'environ 100% en faveur du méthanol et d'environ 95% en faveur du 1,6-hexanediol. EXEMPLE 19. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen d'acétate de t-butyle a un débit d'alimentation de 18,3 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 26,7 kg/cmz (2622 kPa) et la température a a entrée est de 2000C. Le débit de gaz est de 156,6 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,22 heure. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 19,87% en poids d'éthanol 3,18% en poids de t-butanol 0,74% en poids d'acétate d'éthyle 65,58% en poids d'acétate de t-butyle 6,518 en poids d'eau. Ceci correspond a une conversion de 56,5% de l'acétate de t-butyle. Bien que la sélectivité en faveur de l'éthanol et du -butanol apparaisse élevée, une mesure précise de la sélectivité est difficile parce qu'une fraction du t-butanol subit la déshydratation en iso-butène qui est décelé comme produit, mais non collecté. EXEMPLE 2.0. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de méthoxyacétate de méthyle a un débit d'alimentation de 17,3 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 29 kg/cm2 (2850 kPa) et la température a l'entrée est de 2170C. Le débit de gaz est de 157,2 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,15 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 22,238 en poids de méthanol 0,62% en poids d'éthanol 46,55% en poids de 2-méthoxyéthanol 23,23% en poids de méthoxyacétate de méthyle 4,53% en poids de méthoxyacétate de méthoxyéthyle Ceci correspond a une conversion de 77,6% du méthoxyacétate de méthyle avec une sélectivité de 2,0% en faveur de l'éthanol, de 93,2% en faveur du méthoxyéthanol et de 4,6% en faveur du méthoxyacétate de méthoxyéthyle. EXEMPLE 21. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de cyclohexanecarboxylate de méthyle a un débit d'ali- mentation de 16,0 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 14,8 kg/cm2 (1449 kPa) et la température a l'entrée est de 2170C. Le débit de gaz est de 156,0 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,07 heure, L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient : 11,80% en poids de méthanol 44,03% en poids de cyclohexylméthanol 42,50% en poids de cyclohexanecarboxylate de méthyle Ceci correspond a une conversion de 57,8% avec une selectivité d'environ 100% en faveur du méthanol et du cyclohexaneméthanol. EXEMPLE 22. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de gamma-butyrolactone a un débit d'alimentation de 16,2 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 28,8.kg/cm2 (2829 kPa) et la température a l'entrée est de 2260C. Le débit de gaz est de 156,0 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,08 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 12,40% en poids de tétrahydrofuranne 1,19% en poids de n-butanol 12,19% en poids de 1,4-butanediol 66,84% en poids de gamma-butyrolactone Ceci correspond à une conversion de 47,6% de la gamma-butyrolactone avec une sélectivité de 53,2% en faveur du tétrahydrofuranne, de 41,8% en faveur du 1,4butanediol et de 5.0% en faveur du n-butanol. EXEMPLE 23. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de gamma-butyrolactone à un débit d'alimentation de 16,0 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 15,5 kg/cm2 (1518 kPa) et la température a l'entrée est de 2150C. Le débit de gaz est de 450 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,07 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 0,02% en poids de tétrahydrofuranne 0,03% en poids de n-butanol 9,17% en poids de 1,5-butanediol 90,59% en poids de gamma-butyrolactone Ceci correspond a une conversion de 9,4% de la gamma-butyrolactone avec une sélectivité de 97,4% en faveur du 1,4-butanediol. EXEMPLE 24. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de gamma-butyrolactone a un débit d'alimentation de 15,4 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 28,5 kg/cm2 (2794 kPa) et la température a l'entrée est de 2170C. Le débit de gaz est de 450 litres/heure (mesure sous la pression- atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,03 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 0,04% en poids de tétrahydrofuranne 0,04% en poids de n-butanol 15,79% en poids de 1,4-butanediol 83,96% en poids de gamma-butyrolactone. Ceci correspond a une conversion de 16,1% de la qamma-butyrolactone avec une sélectivité de 98,4% en faveur du 1,4-butanediol. EXEMPLE 25. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de formiate de t-butyle à un débit d'alimentation de 64,1 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 14,4 kg/cm2 (1414 kPa) et la température a i'entrée est de 1700C. Le débit de gaz est de 155,4 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 4,27 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 21,49% en poids de méthanol 2,36% en poids de formiate de méthyle 64,50% en poids de t-butanol 0,98% en poids de formiate de t-butyle Ceci correspond à une conversion de 99% de formiate de t-butyle. Une mesure précise de la sélectivité n'est pas effectuée. L'iso-butene est également décelé comme produit et est formé probablement par déshydratation du t-butanol. EXEMPLE 26. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen d'acétate de phényle a un débit d'alimentation de 17,1 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 29,0 kg/cm2 (2850 kPa) et la température a l'entrée est de 2220C. Le débit de gaz est de 156,0 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 1,14 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 5,968 en poids d'éthanol 6,17% en poids d'acétate d'éthyle 24,69% en poids de phénol 61,44% en poids d'acétate de phényle Ceci correspond à une conversion de 40,9% de l'acétate de phényle avec une sélectivité d'environ 100% en faveur du phénol, de 64,9% en faveur de 1'étha- nol et de 35,1% en faveur de l'acétate d'éthyle. EXEMPLE 27. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de formiate de méthyle à un débit d'alimentation de 60,0 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 8,6 kg/cm2 (842 kPa) et la température à l'entrée est de 1940C. Le débit de gaz est de 540 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 4,0 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 99,49% en poids de méthanol 0,22% en poids de formiate de méthyle Ceci correspond à une conversion de 99,7% du formiate de méthyle avec une sélectivité de 99,0% en faveur du méthanol. EXEMPLE 28. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen de formiate de méthyle a un débit d'alimentation de 180 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 8,4 kg/cm2 (828 kPa) et la température a l'entrée est de 2000C. Le débit de gaz est de 540 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 12,0 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient 76,73% en poids de méthanol 23,10% en poids de formiate de méthyle Ceci correspond a une conversion de 76,9% du formiate de méthyle avec une sélectivité de 99,2% en faveur du méthanol. EXEMPLE 29. On répète le procédé de l'exemple 8 au moyen d'un mélange comprenant 75 moles % de glycolate de méthyle et 25 moles % de méthanol a un débit d'alimentation de 10,0 ml/heure. La pression absolue dans le réacteur est de 28,1 kg/cm2 (2760 kPa) et la température a l'entrée est de 2100C. Le débit de gaz est de 155,4 litres/heure (mesure sous la pression atmosphérique). La vitesse spaciale horaire liquide est de 0,67 heure'l. L'analyse par chromatographie gazeuse indique que le condensat contient un mélange de méthanol, de glycolate de méthyle et d'éthylèneglycol. Les calculs indiquent une conversion de 13,7% du glycolate de méthyle avec une sélectivité d'environ 98,0% en faveur de l'éthyleneglycol. EXEMPLE 30. En appliquant un procédé analogue celui de l'exemple 8, mais avec un volume de catalyseur de 50 ml, on étudie l'hydrogénolyse de l'acétate d'éthyle sur un catalyseur concassé comprenant un mélange réduit de 71,5% de CuO et de 18,5% de ZnO. Avec un débit d'alimentation liquide de 21,7 ml/heure, correspondant a une vitesse spaciale de 0,43/heure, et un mélange d'alimentation contenant 5 moles % d'acétate d'éthyle dans de l'hydrogène, on observe que sous une pression absolue de 11,6 kg/cm2 (1138 kPa) a une température de 150 0C, la conversion est de 65,1% avec une formation sensiblement quantitative d'éthanol. Sous la même pression et dans les mêmes conditions de débit 2000C, la conversion observée est de 90,6%, également avec une production sensiblement quantitative d'éthanol. EXEMPLE 31. On répète l'exemple 30 en utilisant comme catalyseur un mélange réduit de 44,3% de CuO, de 46,3% de ZnO et de 9,4% d'A1203 pour observer a 1500C une conversion de 48,9% et à 2000C une conversion de 84,2%, dans chaque cas avec une formation sensiblement quantitative d'éhanol. REVENDICATIONS 1.- Procédé pour exécuter l'hydrogenolyse d'un ester d'acide carboxylique, suivant lequel on met un mélange contenant l'ester et de l'hydrogène en contact avec un catalyseur d'hydrogénolyse a une température élevée, caractérisé en ce qu'on met un mélange en phase vapeur comprenant l'ester et de l'hydrogène en contact avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc a une température de l'intervalle d'environ 750C a environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) jusqu' environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa). 2.- Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2. (environ 9,8 kPa) a environ 50 kg/cm2 (environ 4906 kPa). 3.- Procédé suivant la revendication 1 ou 2, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 25 kg/cm2 (environ 2453 kPa). 4.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 à 3, caractérisé en ce que la température est dans l'intervalle d'environ 1800C a environ 2400C. 5.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 à 4, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est choisi parmi les esters des formules générales R(COOR'), et (R"COO)pR"' où n et p représentent chacun un nombre entier de 1 environ 5 et R, R', R" et R"' représentent chacun un radical hydrocarboné cyclique ou acyclique saturé ou insaturé éventuellement substitué, dont un ou plusieurs atomes de carbone peuvent être remplacés par des hétéroatomes choisis entre les atomes d'azote, d'oxygene et de phosphore. 6.- Procédé suivant la revendication 5, caractérisé en ce que chacun des radicaux R, R1, Rw et R"' contient 1 à environ 12 atomes de carbone. 7.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 6, caractérisé en ce que l'ester -d'acide carboxylique est un ester d'acide formique et le méthanol est un produit de l'hydrogénolyse. 8.- Procédé suivant la revendication 7, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est choisi entre le formiate de méthyle, le formiate d'isopropyle et le formiate de t-butyle. 9.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 a 6, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est un ester de l'acide acétique et l'éthanol est un produit de l'hydrogénolyse. 10.- Procédé suivant la revendication 9, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est choisi entre l'acétate de méthyle, l'acétate d'éthyle, l'acétate de 5-butyle, l'acétate de t-butyle, l'acétate de phényle, l'acétate de cyclohexyle et l'acétate de benzyle. 11.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est un ester de l'acide butyrique et le n-butanol est un produit de l'hydrogénolyse. 12.- Procédé suivant la revendication 11, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est le butyrate de n-butyle. 13.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 6, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est un ester de l'acide oxalique et l'éthylèneglycol est un produit de l'hydrogénolyse. 14.- Procédé suivant la revendication 13, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est l'oxalate de di-ntbutyle. 15.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 a 6, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est un ester d'un acide choisi entte l'acide maléique, l'acide fumarique, acide acétylènedicarboxylique et l'acide succinique et l'hydrogénolyse donne du 1,4-butanediol et/ou du tétrahydrofuranne. 16.- Procédé suivant la revendication 15, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est le succinate de diéthyle ou le maléate de diéthyle. 17.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que lester d'acide carboxylique est un ester de 1'acide phénylacétique et le 2-phényléthanol est un produit de l'hydrogénolyse. 18.- Procédé suivant la revendication 17, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est le phénylacétate d'éthyle. 19.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 a 6, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est un ester de l'acide lactique et le 1,2-propanediol est un produit de l'hydrogénolyse. 20.- Procédé suivant la revendication 19, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est le lactate d'éthyle. 21.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est un ester de l'acide adipique et le 1,6-hexanediol est un produit de l'hydrogénolyse. 22.- Procédé suivant la revendication 21, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est l'adipate de diméthyle. 23.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 a 6, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est une lactone et un diol est un produit de l'hydrogénolyse. 24.- Procédé suivant la revendication 23, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est la gamma-butyrolactone et le 1,4-butanediol est un produit de l'hydrogénolyse. . 25.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est un ester de l'acide glycolique et l'éthyîèneglycol est un produit de l'hydrogénolyse. 26.- Procédé suivant la revendication 25, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est le glycolate de méthyle. 27.- Procédé suivant l'une quelconque ,des revendications 1 à 26, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 10 a environ 70% en poids de CuO et environ 90 à environ 30% en poids de ZnO. 28.- Procédé suivant la revendication 27, caractérisé en ce que le mélange comprend environ 20 a environ 408 en poids de CuO et environ 60 a environ 80% en poids de ZnO. 29.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 a 26, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 65 a environ 85% en poids de CuO et environ 15 a environ 35% en poids de ZnO. 30.- Procédé de production de l'éthylene- glycol, suivant lequel on exécute l'hydrogénolyse d'un ester de l'acide oxalique par mise en contact d'un mélange contenant l'ester et de l'hydrogène avec un catalyseur d'hydrogénation a une température élevée, caractérisé en ce qu'on met un mélange en phase vapeur comprenant l'ester et de l'hydrogène en contact avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc a une température de l'intervalle d'environ 750C à environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) jusqu'a environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa) et on recueille l'éthylèneglycol résultant. 31.- Procédé suivant la revendication 30, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) a environ 50 kg/cm2 (environ 4906 kPa). 32.- Procédé suivant la revendication 30 ou 31, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 35 kg/cm2 (environ 3435 kPa). 33.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 30 a 32, caractérisé en ce que la température est dans l'intervalle d'environ 180 OC a environ 2400C. 34.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 30 a 33, caractérisé en ce que l'ester d'acide carboxylique est l'oxalate de di-n-butyle. 35.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 30 a 34, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 10 a environ 70% en poids de CuO et environ 90 a environ 30% en poids de ZnO. 36.- Procédé suivant la revendication 35, caractérisé en ce que le mélange comprend environ 20 a environ 40% en poids de CuO et environ 60 a environ 80% en poids de ZnO. 37.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 30 a 34, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 65 a environ 85% en poids de CuO et environ 15 a environ 35% en poids de ZnO. 38.- Procédé de production du méthanol, caractérisé en ce qu'on met un mélange en phase vapeur contenant un ester de l'acide formique et de 1'hydro génie en contact avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc a une température de l'intervalle d'environ 750C à environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle dienviron 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) à environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa) et on recueille le méthanol résultant. 39.- Procédé suivant la revendication 38, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) a environ 50 kg/cm2 (environ 4906 kPa). 40.- Procédé suivant la revendication 38 ou 39, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 35 kg/cm2 (environ 3425 kPa). 41.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 38 a 40, caractérisé en ce que la température est dans l'intervalle d'environ 130 OC a environ 2200C. 42.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 38 a 41, caractérisé en ce que l'ester de l'acide formique est choisi entre le formiate de méthyle, le formiate d'iso-propyle et le formiate de t butyle. 43.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 38 à 42, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 10 a environ 70% en poids de CuO et environ 90 a environ 30% en poids de ZnO. 44.- Procédé suivant la revendication 43, caractérisé en ce que le mélange comprend environ 20 a environ 40% en poids de CuO et environ 60 à environ 80% en poids de ZnO. 45.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 38 à 42, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 65 à environ 85% en poids de CuO et environ 15 a environ 35% en poids de ZnO. 46.- Procédé de production de l' & hanol, caractérisé en ce qu'on met un mélange en phase vapeur contenant un ester de l'acide acétique et de l'hydrogène en contact avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc a une température de 11 intervalle d'environ 750C a environ 3009C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) a environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa), et on recueille l'éthanol résultant. 47.- Procédé suivant la revendication 46, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) a environ 50 kg/cm2 (environ 4906 kPa). 48.- Procédé suivant la revendication 46 ou 47, caractérisé en ce que la pression absolue est dans i'intervalle d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 35 kg/cm2 (environ 3435 kPa). 49.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 46 à 48, caractérisé en ce que la température est dans l'intervalle d'environ 1800C à environ 2400C. 50.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 46 a 49, caractérisé en ce que l'ester de l'acide acétique est choisi entre l'acétate de méthyle, l'acétate d'éthyle, l'acétate de s-butyle et l'acétate de t-butyle. 51.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 46 à 50, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 10 a environ 70% en poids de CuO et environ 90 à environ 309 en poids de ZnO. 52.- Procédé suivant la revendication 51, caractérisé en ce que le mélange comprend environ 20 a environ 40% en poids de CuO et environ 60 à environ 80% en poids de ZnO. 53.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 46 a 50, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 65 a environ 85% en poids de CuO et environ 15 à environ 35% en poids de ZnO. 54.- Procédé de production du 1,4-butanediol et/ou du tétrahydrofuranne, caractérisé en ce qu'on met un mélange en phase vapeur contenant un ester d'un acide choisi entre l'acide maléique, l'acide fumarique, l'acide acétylènedicarboxylique et l'acide succinique et de 1 'hydrogène en contact avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc à une température de l'intervalle d'environ 750C à environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) à environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa) et on recueille le 1,4butanediol et/ou le tétrahydrofuranne résultant. 55.- Procédé suivant la revendication 54, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) à environ-50 kg/cm2 (environ 4906 kPa). 56.- Procédé suivant la revendication 54 ou 55, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 35 kg/cm2 (environ 3435 kPa). 57.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 54 à 56, caractérisé en ce que la température est dans l'intervalle d'environ 1800C à environ 2400C. 58.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 54 à 57, caractérisé en ce que l'ester est le maléate de diéthyle. 59.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 54 à 58, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprepant, avant réduction, environ 10 a environ 70% en poids de CuO et environ 90 à environ 30% en poids de ZnO. 60.- Procédé suivant la revendication 59, caractérisé en ce que le mélange comprend environ 20 à environ 40% en poids de CuO et environ 60 à environ 80% en poids de ZnO. 61.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 54 à 58, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 65 à environ 85% en poids de CuO et environ 15 a environ 35% en poids de ZnO. 62.- Procédé de production de l'éthylèneglycol, caractérisé en ce qu'on met un mélange en phase vapeur contenant un ester de l'acide glycolique et de l'hydrogène en contact avec un catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc à une température de l'intervalle d'environ 750C a environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm (environ 9,8 kPa) à environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa), et on recueille l'éthy- lèneglycol résultant. 63.- Procédé suivant la revendication 62, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) à environ 50 kg/cm2 (environ 4906 kPa). 64.- Procédé suivant la revendication 62 ou 63, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) à environ 35 kg/cm2 (environ 3435 kPa). 65.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 62 à 64, caractérisé en ce que la température est dans l'intervalle d'environ 180 OC a environ 2400C. 66.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 62 a 65, caractérisé en ce que l'ester de l'acide glycolique est le glycolate de méthyle. 67.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 62 à 66, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 10 à environ 70% en poids de CuO et environ 90 à environ 30% en poids de ZnO. 68.- Procédé suivant la revendication 67, caractérisé en ce que le mélange comprend environ 20 a environ 40% en poids de CuO et environ 60 a environ 80% en poids de ZnO. 69.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 62 à 66, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 65 à environ 85% en poids de CuO et environ 15 à environ 35% en poids de ZnO. 70.- Procédé de production du 1,4-butanediol, caractérisé en ce qu'on met un mélange en phase vapeur contenant de la butyrolactone et de l'hydrogène en contact avec un catalyseur comprenant un mélange réduit d'oxyde de cuivre et,d'oxyde de zinc à une température de l'intervalle d'environ 750C à environ 3000C sous une pression absolue de l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) à environ 100 kg/cm2 (environ 9813 kPa), et on recueille le 1,4-butanediol résultant. 71.- Procédé suivant la revendication 70, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 0,1 kg/cm2 (environ 9,8 kPa) à environ 50 kg/cm2 (environ 4906 kPa). 72.- Procédé suivant la revendication 70 ou 71, caractérisé en ce que la pression absolue est dans l'intervalle d'environ 5 kg/cm2 (environ 491 kPa) a environ 45 kg/cm2 (environ 4416 kPa). 73.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 70 à 72, caractérisé en ce que la température est dans l'intervalle d'environ 1800C a environ 2400C. 74.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 70 a 73, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant réduction, environ 10 a environ 70% en poids de CuO et environ 90 a environ 30% en poids de ZnO. 75.- Procédé suivant la revendication 74, caractérisé en ce que le mélange comprend environ 20 a environ 40% en poids de CuO et environ 60 a environ 80% en poids de ZnO. 76.- Procédé suivant l'une quelconque des revendications 70 a 73, caractérisé en ce que le catalyseur comprend un mélange réduit d'oxyde de cuivre et d'oxyde de zinc issu d'un mélange comprenant, avant rédcuction, en viron 65 a environ 85% en poids de CuO et environ 15 a environ 35% en poids de ZnO. 77.- Produit obtenu par un procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 a 76.