Brevet FR2671076A1 — publié le 19920703

I DOMAINE DE L'INVENTION La présente invention concerne un procédé perfectionné de production d'un alcool gras qui comprend La réduction catalytique d'un ester d'acide gras, d'un triglycéride d'acide gras ou d'un acide gras en continu en présence d'un catalyseur d'hydrogénation. ARRIERE-PLAN TECHNOLOGIQUE DE L'INVENTION Une méthode conventionnelle de production d'un alcool gras comprend la réduction catalytique d'une matière de départ choisie parmi les matières grasses et les huiles naturelles, les acides gras et les esters d'acides gras, en continu. Cette réduction catalytique est conduite en présence d'un catalyseur d'hydrogénation sous une pression de 250 à 300 bar à une température de 2000 C ou plus sous une atmosphère d'hydrogène en excès. Etant donné que la réduction d'un ester d'acide gras, d'un triglycéride d'acide gras ou d'un acide gras est une réaction exothermique, lorsqu'un alcool est produit par réduction cataly- tique de l'ester d'acide gras, du triglycéride d'acide gras ou de l'acide gras dans un réacteur à lit fixe, la réaction a été con- duite dans des conditions apparemment isothermiques avec libération de la chaleur générée au cours de la réaction en vue d'améliorer les qualités des alcools ainsi produits, comme décrit dans les demandes de brevets JP-A-64-47725 (correspondant au brevet US 5 043 485), JP-A- 63 39829 (correspondant au brevet US-A-4 982 020) et JP-A-1-275542 (correspondant au brevet US-A-4 942 266) (le terme "JP-A" utilisé ici désigne une "demande de brevet japonais publiée non examinée") et les brevet US-A-4 855 273 et 4 935 556. Lorsqu'une telle réduction catalytique pour la production d'un alcool est conduite en continu avec un réacteur à lit fixe, il est important de-prolonger la durée de vie du catalyseur, car la performance du dispositif et la productivité dépendent significati- vement de la durée de vie du catalyseur Dans la méthode conven- tionnelle dans laquelle la température dans un réacteur est main- tenue dans des conditions apparemment isothermiques, La formation de sous-produits tels que les hydrocarbures et les aldéhydes dans l'alcool produit peut être supprimée Lorsque la réduction cataly- tique est conduite en continu dans un réacteur dans lequel un lit de catalyseur est fixe (par exemple, un réacteur à lit fixe), par contre, l'activité catalytique est abaissée à mesure que le temps opératoire se prolonge et ainsi, il est requis d'élever la tempéra- ture de réaction afin de maintenir le rapport de conversion Toute- fois, lorsque la température de réaction est élevée, la formation de sous-produits tend à augmenter. La durée de vie du catalyseur est principalement influencée par le rapport de conversion et les quantités d'impu- retés et de sous-produits Ainsi, les qualités de l'alcool produit seront graduellement détériorées, même si la réduction catalytique est conduite dans des conditions apparemment isothermiques Ainsi, il est difficile d'obtenir en continu un alcool de qualité supé- rieure pendant une longue période de temps. Dans les méthodes conventionnelles mentionnées ci-dessus, la réaction est conduite dans des conditions à peu près iso- thermiques Par conséquent, un alcool de qualité supérieure peut être difficilement obtenu, à mesure que le catalyseur se détériore. De plus, il est requis d'éliminer les hydrocarbures ou les aldéhydes formés par une réaction excessive, car les qualités de l'alcool sont détériorées par ces sous-produits Les intervalles de points d'ébullition des hydrocarbures chevauvent ceux des alcools à chaîne courte et ainsi la matière de départ doit être fractionnée par exemple par distillation avant la réaction Par ailleurs, les aldéhydes sont convertis en alcools gras de longueur de chaîne correspondante par traitement, par exemple, par un pro- duit chimique tel qu'un agent de réduction Ces traitements rendent le procédé compliqué et augmentent le coût de production. Il est donc requis de développer un procédé pour la pro- duction d'un alcool en utilisant un réacteur à lit fixe dans lequel la durée de vie du catalyseur à lit fixe peut être prolongée et un alcool gras de qualité supérieure et de grande pureté peut être produit en continu sur une longue période de temps. SOMMAIRE DE L'INVENTION Dans ces circonstances, Les présents inventeurs ont trouvé que, dans un procédé de production d'un a Lcool gras par réduction catalytique d'un ester d'acide gras, d'un triglycéride d'acide gras ou d'un acide gras (désigné ci-après par "matière de départ" ou "huile de départ") en présence d'un catalyseur d'hydro- génation, on peut produire un alcool gras de qualité très supé- rieure et de grande pureté en continu sur une longue période de temps en maintenant une durée de vie au catalyseur en lit fixe sans requérir de post-traitement du produit, en utilisant un réac- teur à lit fixe et en contrôlant de façon précise la température dans le réacteur, et ont ainsi complété la présente invention. La présente invention concerne donc un procédé de produc- tion d'un alcool qui consiste: à alimenter en continu une matière de départ choisie parmi un ester d'acide gras, un triglycéride d'acide gras et un acide gras et de l'hydrogène dans un réacteur à lit fixe garni d'un catalyseur d'hydrogénation, L'hydrogène étant alimenté sous environ à environ 300 bar et la matière de départ étant alimentée d'une matière appropriée pour donner un rapport molaire entre l'hydrogène et les groupes acides gras de la matière de départ d'environ 5:1 à environ 500:1; à faire passer la matière de départ et l'hydrogène à travers le catalyseur d'hydrogénation dans des courants parallèles descendants; et ensuite à récupérer l'alcool, procédé selon lequel le réacteur est équipé d'au moins un dispo- sitif de refroidissement pour refroidir le système réactionnel en une position dans la direction verticale de ce réacteur et la tem- pérature d'une zone dans le réacteur o un rapport de conversion de la matière de départ est supérieur à environ 60 % est contrôlée à à 2200 C par le dispositif de refroidissement, à la condition que la température maximale d'une zone dans le réacteur o un rap- port de conversion de la matière de départ est d'environ 60 % ou moins soit supérieure d'au moins 100 C à la température minimale de la zone dans le réacteur o le rapport de conversion est supérieur à environ 60 %, et que la température minimale de la zone o le rapport de conversion de la matière de départ est d'environ 60 % ou moins soit supérieure à la température minimale de la zone o le rapport de conversion de la matière de départ est supérieur à environ 60 %. DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION Le réacteur à lit fixe à utiliser dans la présente inven- tion est équipé d'au moins un dispositif de refroidissement pour refroidir le système réactionne L (un liquide, un gaz et un solide) dans une position dans la direction verticale du réacteur. Comme réacteur à lit fixe lui-même, ceux utilisés conven- tionnellement dans l'art peuvent être utilisés dans la présente invention Des exemples de réacteur à lit fixe incluent ceux com- prenant un seul lit fixe et ceux ayant plusieurs lits fixes en série sous la forme d'étages multiples Dans ce dernier cas, le dispositif de refroidissement peut être fourni entre les lits fixes Des détails de réacteur à lit fixe sont donnés par exemple dans THE OIL AND GAS JOURNAL, 16 mai 1966, pages 173-178 ( 1966) et HYDROCARBON PROCESSING, novembre 1970, pages 187-191 ( 1970). Comme dispositif de refroidissement, un dispositif de refroidissement direct utilisant de l'hydrogène de refroidissement, une huile de refroidissement ou une substance inerte de refroidis- sement, un dispositif de refroidissement indirect utilisant un réfrigérant, ou une combinaison des dispositifs de refroidissement direct et des dispositifs de refroidissement indirect peut être employé dans la présente invention Les détails des dispositifs de refroidissement peuvent être donnés, par exemple dans Stanley M Walas, Chemical Process Equipment, publié par Butterworth Publishers, pages 572-579 ( 1988); Chemical Economy & Engineering Review, vol 3, n 9 (n 41), pages 14-28 ( 1971); Ind Eng Chem. Process Des Dev, vol 15, N 3, pages 400-406 ( 1976); Ind Eng. Chem Process Des Dev, vol 17, N 1, page 27 ( 1978); Howard F Rase, CHEMICAL REACTOR DESIGN FOR PROCESS PLANTS, publié par A WILLEY-INTERSCIENCE PUBLICATION, vol 2, pages 61-84 ( 1977). La position et le nombre de dispositifs de refroidisse- ment et la quantité d'hydrogène de refroidissement, d'huile de refroidissement ou de substance inerte de refroidisseent ou de réfrigérant peuvent être déterminés selon le type de catalyseur d'hydrogénation, l'activité du catalyseur d'hydrogénation, la température de réaction, le rapport molaire entre l'hydrogène et les groupes acides gras de la matière de départ et le type et le débit de la matière de départ. Dans le procédé de la présente invention, le réacteur mentionné ci-dessus est employé et les températures dans le réac- teur sont contrôlées Une température dans la zone du réacteur o le rapport de conversion est supérieur à environ 60 % est contrôlée à 100 à 2200 C, de préférence de 100 à 1900 C et plus préférablement de 100 à 1600 C, pour que la réaction puisse se dérouler doucement dans la zone Ainsi, les quantités de sous-produits tels que les hydrocarbures et les aldéhydes peuvent être supprimées et réduites à un niveau extrêmement bas Lorsque la température dans la zone o le rapport de conversion est supérieur à environ 60 % est maintenue à une valeur supérieure à 220 OC, la formation des sous-produits tend à être favorisée de façon indésirable Lorsque la température dans la zone o le rapport de conversion est supérieur à environ % est maintenue à une valeur inférieure à 100 C, par ailleurs, le rapport de conversion tend à s'abaisser de façon indésirable La température dans toute partie dans la zone o le rapport de conver- sion est supérieur à 60 % dans le réacteur peut être à l'extérieur de l'intervalle de températures spécifié précédemment, pourvu que les effets de la présente invention ne soient pas détériorés. Dans la zone o le rapport de conversion est de 60 % ou moins, la température de réaction peut être déterminée de façon arbitraire selon le rapport de conversion basé sur le type de cata- lyseur d'hydrogénation, l'activité d'hydrogénation du catalyseur, le rapport molaire entre l'hydrogène et les groupes acides gras de la matière de départ et le type et le débit de la matière de départ De préférence, elle est contrôlée à 150 à 3000 C et plus préférablement elle est contrôlée à 170 à 2800 C. 6 - Le rapport de conversion et la composition de la matière de départ et des produits réactionnels dans le réacteur peuvent être déterminés par analyse du système réactionnel Alternative- ment, il peut être facile d'estimer par une méthode de calcul cou- rante, c'est-à-dire, par le calcul de l'équilibre des matières et de l'équilibre thermique en prenant l'équilibre gaz/liquide, la vitesse de réaction chimique et les phénomènes physicochimiques dans le réacteur en considération L'échantillonnage du système réactionnel peut être conduit par des buses d'échantillonnage prévues dans des positions dans la direction verticale du réacteur. De plus, dans le cas du réacteur à plusieurs lits fixes en série, l'échantillonnage du système réactionnel peut être conduit par une buse pourvue d'une conduite de transport entre les lits fixes Un alcool, un hydrocarbure, un ester d'acide gras, un glycéride d'acide gras, un acide gras et le monoxyde de carbone dans le sys- tème de réaction peuvent être analysés par chromatographie en phase gazeuse, tandis qu'un aldéhyde peut être analysé dans une méthode selon la norme JIS K 1525-1960 (le terme "JIS" utilisé ici désigne la norme "Standard Industriel Japonais") ou d'une manière telle que décrite, par exemple dans A S Henick et coll, J Am Oil Chemists Socy, vol 31, 88 ( 1954) et Shinji Mitsunaga et Coll, Oil Chemistry, vol 7, ( 5), 275 ( 1958) Pour la méthode de calcul, on peut se référer, par exemple à Shigeo Goto, AI Ch E Journal, vol 21, o n 4, page 706 ( 1975); ibid, page 714; et Giorgio Soave, Chemical Engineering Science, vol 27, pages 1197-1203 ( 1972). Dans le procédé de la présente invention, le refroidisse- ment est effectué pour donner une différence entre la température maximale du réacteur à laquelle le rapport de conversion est d'environ 60 % ou moins (T 1) et la température minimale de la zone o le rapport de conversion dépasse 60 % (T 2) d'au moins 10 C, de préférence d'au moins 20 C et plus préférablement d'au moins 30 C, pourvu que T 1 soit supérieur à T 2 Le refroidissement est également effectué de façon à contrôler la température minimale de la zone de rapport de conversion d'environ 60 % ou moins à une valeur supé- rieure à la température minimale de la zone de rapport de conver- 7. sion supérieur à environ 60 % La différence entre la température minima Le de la zone du rapport de conversion d'environ 60 % ou moins et la température minimale de la zone de rapport de conver- sion supérieure à environ 60 % est contrôlée de préférence à au moins 5 C, plus préférablement 10 C, plus préférablement encore C et encore plus préférablement 40 C Comme l'activité cataly- tique diminue, des différences plus grandes entre la température minimale de la zone de rapport de conversion dépassant environ 60 % et les températures maximales et minimales de la zone de rapport de conversion d'environ 60 % ou moins sont plus avantageuses. Ce contrôle de température permet d'éLever la température dans la zone de rapport de conversion d'environ 60 % ou moins à mesure que l'activité catalytique diminue, de façon que le rapport de conversion défini soit maintenu sans accroissement de la quan- tité de sous-produits Ainsi, un alcool de qualité supérieure peut être produit en continu sur une longue période de temps dans le procédé de la présente invention. La température à l'entrée du réacteur peut être déter- minée librement afin d'obtenir le rapport de conversion défini. Dans le procédé de la présente invention, la matière de départ et l'hydrogène sont alimentés dans Le réacteur à Lit fixe de manière appropriée pour donner un rapport molaire entre l'hydrogène et les groupes acides gras de la matière de départ d'environ 5:1 à environ 500:1, de préférence d'environ 10:1 à environ 200:1, plus préférablement d'environ 15:1 à environ 100:1. Bien que le débit d'écoulement de la matière de départ dans le procédé de la présente invention puisse varier selon le type de catalyseur d'hydrogénation employé, l'activité du cataly- seur d'hydrogénation, la température de réaction, le rapport molaire entre l'hydrogène et les groupes acides gras de la matière de départ et le type de matière de départ, il peut être contrôLé pour donner un rapport volumique du réacteur par heure (vitesse spatiale horaire liquide, désignée ci-après en abréviation par LHSV) d'environ 0,05 à 20 l/h, de préférence d'environ 0,1 à 10 L/h et plus préférablement d'environ 0,2 à 5 L/h. L'ester d'acide gras de départ à utiliser dans le procédé de la présente invention est un ester d'acide gras saturé ou insa- turé à cha Tne linéaire ou ramifiée contenant un ou plusieurs résidus alcools ayant un ou plusieurs atomes de carbone En outre, des esters carboxyliques alicycliques et des esters carboxyliques aromatiques peuvent être utilisés. Des exemples de résidus alcools mentionnés ci-dessus incluent les résidus des alcools à chaîne linéaire ou ramifiée ayant de 1 à 20 atomes de carbone tels que méthanol, éthanol, 1- propanol, 2-propanol, 1-butanol, 2-butanol, 2-éthylhexanol, 2,2- diméthyl-1,3-propanediol, éthylèneglycol, propylèneglycol, 1,4- butanediol, 1,6-hexanediol, 1,10-décanediol, cyclohexanol, alcool benzylique, diéthy Lèneglycol, glycérol et triméthylolpropane. Les esters d'acides gras et les esters carboxyliques men- tionnés ci-dessus ne sont pas particulièrement limités Des exemples de ces derniers incluent les suivants: formiates, acé- tates, caproates, caprates, undécénoates, laurates, myristates, palmitates, stéarates, isostéarates, oléates, oxalates, maléates, adipates, sébacates, cyclohexanecarboxylates, benzoates et phta- lates. Des exemples de triglycérides d'acides gras de départ incluent les suivants: huile de copra, huile de palme, huile de palmiste, huile de graine de soja, huile de colza, huile de graine de coton, huile d'olive, suif de boeuf et huile de poisson. Comme acides gras de départ, ceux constituant les esters d'acides gras et les triglycérides d'acides gras mentionnés ci- dessus peuvent être cités. Parmi les matières de départ, l'ester méthylique d'acide gras est largement utilisé. En outre, l'ester d'acide gras ou l'acide gras peut être séparé en fractions, par exemple, par distillation De plus, l'ester d'acide gras de départ, le triglycéride d'acide gras ou l'acide gras peuvent être soumis à un prétraitement avant l'hydro- génation, afin d'éliminer les impuretés qu'ils contiennent Par exemple, le soufre, l'azote, le phosphore et les halogènes peuvent 9 - être éLiminés de la matière de départ en utilisant un réacteur de garde garni d'un catalyseur pour éLiminer les impuretés ou la dis- tillation, l'extraction ou une combinaison de ces procédés. Le catalyseur utilisé dans le procédé de la présente invention peut être un catalyseur connu communément utilisé dans l'hydrogénation tel qu'un catalyseur au Cu-Cr comme décrit, par exemple, dans Industrial and Engineering Chemistry, vol 26, page 878 ( 1936); un catalyseur au Cu-Zn comme décrit, par exemple, dans les demandes de brevets JP-A-63-141937, JP-A-2-36135 et JP-A-2-157044; un catalyseur au Cu-Fe-AL comme décrit, par exemple, dans la demande de brevet JP-B-58-50775 (le terme "JP-B" utilisé ici désigne "une publication de brevet japonais examiné"); et un catalyseur au Cu-Zn-Ti comme décrit, par exemple, dans la demande de brevet JP-A-1-305042 Le catalyseur est sous la forme de granulés ou de comprimés appropriés pour le garnissage dans le réacteur à lit fixe. Conformément au procédé de la présente invention, la teneur en sous-produits hydrocarbonés dans l'alcool gras obtenu peut être réduite à 0,5 % ou moins, de préférence 0,3 % ou moins et plus préférablement 0,1 % ou moins Ceci est possible pour la raison que la formation des produits secondaires hydrocarbonés peut être contrôlée par ajustement avec précision du rapport de produc- tion de l'alcool, de la température et de la pression de réaction. Conformément à la présente invention, il est également possible de réduire la teneur en produits secondaires aldéhydes dans l'alcool gras obtenu à 30 ppm ou moins, de préférence à 10 ppm ou moins et plus préférablement à 3 ppm ou moins Ceci est possible car ces aldéhydes peuvent être convertis en alcools correspondants lorsqu'ils sont mis à réagir en présence d'un catalyseur d'hydro- génation sous une atmosphère d'hydrogène à une température basse. De plus,-il est possible d'abaisser la teneur en monoxyde de carbone contenu dans l'excès d'hydrogène dans le réacteur Ce monoxyde de carbone n'exerce aucun effet sur la qualité de l'alcool Lorsque l'excès d'hydrogène contenant le monoxyde de car- bone est récupéré et réutilisé, toutefois, le monoxyde de carbone agit comme un poison pour le catalyseur d'hydrogénation employé et ainsi, l'activité catalytique est détériorée Ce phénomène pose un problème sérieux, spécialement dans un réacteur à lit fixe Le monoxyde de carbone mentionné ci-dessus peut être converti en méthanol dans la réaction en présence d'un catalyseur d'hydrogéna- tion sous une atmosphère d'hydrogène à une température basse. Ainsi, la teneur en monoxyde de carbone dans un excès d'hydrogène du réacteur peut être réduite à 1 000 ppm ou moins de préférence à ppm ou moins et plus préférablement à 10 ppm ou moins, par un contrôle de la température comme décrit précédemment. On donnera les exemples qui suivent pour illustrer la présente invention sans en limiter la portée. Les esters d'acides gras, les triglycérides d'acides gras et les acides gras utilisés dans ces exemples sont des produits non distillés. Exemples 1 et 2 et exemples comparatifs 1 et 2 Un réacteur (diamètre interne: 25 mm; hauteur: 2 000 mm) est garni de 500 cm 3 de pastilles de catalyseur au Cu-Cr du commerce (diamètre: 3 mm) (N 202 D, fabriqué par NIKKI CHEMICAL Co., Ltd) Après activation du catalyseur par réduction, l'ester méthylique de l'huile de copra est alimenté en continu ensemble avec l'hydrogène à 230 bar dans un courant descendant, pour effectuer la réaction. L'hydrogène de refroidissement est introduit dans le réacteur aux points 1/4 et 2/4 depuis le sommet en vue de contrôler la température dans le réacteur et la température à la sortie. Dans les exemples comparatifs, le procédé est conduit dans les conditions approximativement isothermiques. Le tableau 1 montre les conditions de réaction et les données analytiques-du produit obtenu dans chaque cas. 11. TABLEAU 1 Température à l'entrée ( C) Température maximale de la zone de rapport de conversion de 60 % ou moins (T 1) ( O C) Température minimale de la zone de rapport de conversion de 60 % au moins ( C) Température minimale de la zone de rapport de conversion dépas- sant 60 % (T 2) ( C) Différence de températures dans le réacteur (T 1-T 2) ( O C) Vitesse spatiale horaire liquide (LHSV) (l/h) Exemple Exemple 1 2 240 Rapport molaire hydrogène alimenté à l'entrée: groupes acides gras Rapport molaire hydrogène de pre- mier refroidissement: groupes20 acides gras Rapport molaire d'hydrogène de second refroidissement: groupes acides gras Indice de saponification (KOH mg/g) Hydrocarbure (% en poids) Aldéhyde (ppm) Concentration de CO dans l'hydro- gène en circulation (ppm) 100 0,00 0,08 0,52 100 Note: Le rapport de conversion (%) est défini comme suit: ( 1 SV/SVO) x 100 Exemple compa- ratif 1 Exemple compa- ratif 2 0,70 o SV désigne l'indice de saponification du produit réactionnel, et SV 0 désigne l'indice de saponification de la matière de départ. Les données analytiques de l'ester méthylique de l'huile de copra de départ sont les suivantes: indice de saponification: 255 indice d'acide: 0,1 indice d'hydroxyle: 0,1. Comme montré dans le tableau 1, les quantités de sous- produits dans les exemples 1 et 2 sont extrêmement faibles, tandis que des quantités évidemment plus grandes de sous-produits se sont formées dans les exemples comparatifs 1 et 2. Exemple 3 et exemple comparatif 3 En utilisant le même réacteur et le même catalyseur que ceux employés dans les exemples 1 et 2, on alimente en continu Le triglycéride d'huile de copra ensemble avec l'hydrogène à 230 bar dans un courant descendant pour effectuer une réduction cataly- tique. Dans l'exemple comparatif 3, le procédé est conduit dans des conditions à peu près isothermiques. Le tableau 2 montre les conditions de réaction et les données analytiques du produit obtenu dans chaque cas. Le rapport de réaction est défini de la même manière que dans les exemples 1 et 2. TABLEAU 2 Exemple Exemple com- - 3 paratif 3 Température à l'entrée ( C) 220 210 Température maximale de la zone de ragport de conversion de 60 % ou moins (T 1) ( C) 230 213 Température minimale de la zone de rapport de conversion de 60 % au moins ( C) 220 210 TABLEAU 2 (suite) Exemple Exemple com- 3 paratif 3 Température minimale de la zone de rapport de conversion dépassant 60 % (T 2) ( O C) 190 210 Différence de températures dans le réac- teur (T 1-T 2) ( C) 40 3 Vitesse spatiale horaire liquide (LHSV) (l/h) 0,5 0,5 Rapport molaire hydrogène alimenté à l'entrée: groupes acides gras 40 80 Rapport molaire hydrogène de premier refroidissement: groupes acides gras 30 4 Rapport molaire d'hydrogène de second refroidissement: groupes acides gras 20 2 Indice de saponification (KOH mg/g) 3 2 Hydrocarbure (% en poids) 0,25 0,55 Aldéhyde (ppm) 10 40 Concentration de CO dans l'hydrogène en circulation (ppm) 5 30 Les données analytiques pour le triglycéride de copra de départ sont les suivantes: indice de saponification: 245 indice d'acide: 0,1 indice d'hydroxyle: 0,1. Comme montré dans le tableau 2, les quantités de sous- produits dans l'exemple 3 sont extrêmement faibles, tandis que des quantités évidemment plus grandes d'hydrocarbures et d'aldéhydes se sont formées dans l'exemple comparatif 3. e, Exemple 4 et exemple comparatif 4 En utilisant le même réacteur et le même catalyseur que ceux employés dans les exemples 1, 2 et 3, on alimente en continu les acides gras d'huile de copra ensemble avec l'hydrogène à 230 bar dans un courant descendant pour effectuer la réduction catalytique. Dans l'exemple comparatif 4, le procédé est conduit dans des conditions approximativement isothermiques. Le tableau 3 montre les conditions de réaction et les données analytiques du produit obtenu dans chaque cas. Le rapport de conversion (%) est défini comme suit: ( 1 AV/AVO) x 100 o AV désigne l'indice d'acide du produit réactionnel et AV O désigne l'indice d'acide de la matière de départ. TABLEAU 3 Température à l'entrée ( O C) Température maximale de la zone de ra Rport de conversion de 60 % ou moins (T 1) ( C) Température minimale de la zone de rapport de conversion de 60 % ou moins ( O C) Température minimale de la zone de rapport de conversion dépassant 60 % (T 2) (OC) Différence de températures dans le réac- teur (T 1-T 2) ( O C) Vitesse spatiale horaire liquide (LHSV) (l/h) Rapport molaire hydrogène alimenté à l'entrée: groupes acides gras Rapport molaire hydrogène de premier refroidissement: groupes acides gras Exemple Exemple com- 4 paratif 4 220 215 6 TABLEAU 3 (suite) Exemple Exemple com- 4 paratif 4 Rapport molaire hydrogène de second refroidissement: groupes acides gras 10 2 Indice d'acide (KOH mg/g) 3 3 Hydrocarbure (% en poids) 0,30 0,60 Aldéhyde (ppm) 10 50 Concentration de CO dans l'hydrogène en circulation (ppm) 5 60 Les données analytiques des acides gras de l'huile de copra de départ sont les suivantes: indice d'acide: 265 indice d'iode: 8,5. Comme le montre le tableau 3, les quantiés de sous- produits dans l'exemple 4 sont extrêmement faibles, tandis que lesquantités évidemment supérieures de sous-produits se sont formées dans l'exemple comparatif 4. Un alcool, qui a des qualités très supérieures et une pureté élevée et qui contient peu d'hydrocarbures et d'aldéhydes comme sous-produits, peut être produit en utilisant un réacteur à lit fixe dans le procédé conformément à la présente invention. De plus, le procédé de la présente invention permet de supprimer un post-traitement pour éliminer les sous-produits. Bien que l'invention ait été décrite en détail en réfé- rence à des exemples spécifiques, il est clair pour l'homme du métier que divers changements et modifications peuvent être faits sans sortir de 'esprit et du cadre de 'invention. sans sortir de l'esprit et du cadre de l'invention. REVENDICATIONS 1 Un procédé de production d'un alcool qui consiste à alimenter en continu une matière de départ choisie parmi un ester d'acide gras, un triglycéride d'acide gras et un acide gras et de L'hydrogène dans un réacteur à lit fixe garni d'un catalyseur d'hydrogénation, l'hydrogène étant alimenté à environ 20 à 300 bar et la matière de départ étant alimentée d'une manière appropriée pour donner un rapport molaire entre l'hydrogène et les groupes acides gras de la matière de départ d'environ 5:1 à environ 500:1; à faire passer la matière de départ et l'hydrogène à travers le catalyseur d'hydrogénation dans des courants parallèles descendants; et ensuite à récupérer l'alcool, caractérisé en ce que ledit réacteur est pourvu d'au moins un dispositif de refroidissement pour refroidir le système de réaction dans une position dans la direction verticale du réacteur et que la température d'une zone dans ledit réacteur dans laquelle le rapport de conversion de la matière de départ est supérieur à environ 60 % est contrôlée à 100 à 2200 C par ledit dispositif de refroidissement, à la condition que la température maximale d'une zone dans ledit réacteur dans laquelle le rapport de conversion de la matière de départ est d'environ 60 % ou moins soit supérieure d'au moins 10 C à la température minimale de ladite zone dans ledit réacteur dans laquelle le rapport de conversion est supérieur à environ 60 %, et que la température minimale de ladite zone dans laquelle le rapport de conversion de la matière de départ est d'environ 60 % ou moins soit supérieure à ladite température mini- ma Le de ladite zone dans laquelle un rapport de conversion de la matière de départ est supérieur à environ 60 %. 2 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ladite température de ladite zone dans laquelle le rapport de conversion de la matière de départ est supérieur à environ 60 % est contrôlée à 100 à 1900 C. 3 Un procédé selon la revendication 1 selon lequel ladite température de Ladite zone dans laquelle Le rapport de con- version de la matière de départ est supérieur à environ 60 % est contrôlée à 100 à 1600 C. 4 Un procédé selon La revendication 1, caractérisé en ce que ladite température minimale de Ladite zone dans Laquelle le rapport de conversion de La matière de départ est d'environ 60 % ou moins est d'au moins supérieure de 100 C à Ladite température mini- male de ladite zone dans Laquelle le rapport de conversion de la matière de départ est supérieur à environ 60 %. Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ladite température minimale de ladite zone dans laquelle le rapport de conversion de la matière de départ est d'environ 60 % ou moins est au moins supérieure de 20 C à ladite température minimale de ladite zone dans laquelle le rapport de conversion de la matière de départ est supérieur à environ 60 %. 6 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ladite matière de départ est un ester méthylique de l'acide gras. 7 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la teneur en hydrocarbure en tant que sous-produit dans ledit alcool récupéré est d'environ 0,5 % en poids ou moins. 8 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la teneur en hydrocarbure en tant que sous-produit dans ledit alcool récupéré est d'environ 0,3 % en poids ou moins. 9 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la teneur en hydrocarbure en tant que sous-produit dans ledit alcool récupéré est d'environ 0,1 % en poids ou moins. Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la teneur en aldéhyde en tant que sous-produit dans ledit alcool récupéré est-de 30 ppm ou moins. 11 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la teneur en aldéhyde en tant que sous-produit dans ledit alcool récupéré est de 10 ppm ou moins. 12 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la teneur en aldéhyde en tant que sous-produit dans ledit alcool récupéré est de 3 ppm ou moins. 13 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ledit catalyseur d'hydrogénation est un catalyseur au Cu-Zn-Ti. 14 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ledit catalyseur d'hydrogénation est un catalyseur au Cu-Fe-Al. 15 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ledit catalyseur d'hydrogénation est un catalyseur au Cu-Cr. 16 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la teneur en monoxyde de carbone dans l'excès d'hydrogène gazeux du réacteur est de 1 000 ppm ou moins. 17 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la teneur en monoxyde de carbone dans l'excès d'hydrogène gazeux du réacteur est de 200 ppm ou moins. 18 Un procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la teneur en monoxyde de carbone dans l'excès d'hydrogène gazeux du réacteur est de 10 ppm ou moins.