Brevet FR2951161A1 — publié le 20110415

PROCEDE DE PRODUCTION DE DISTILLAT A PARTIR D'UNE CHARGE HYDROCARBONEE COMPRENANT UNE CONDENSATION D'ALCOOL L'invention concerne un procédé de production de distillat par oligomérisation à partir d'une charge hydrocarbonée comprenant une condensation d'un alcool comprenant au moins deux atomes de carbone. Notamment, il s'agit d'un procédé de production de distillat par oligomérisation d'une charge hydrocarbonée et d'au moins un composé oxygéné organique léger comprenant une étape de pré- conversion d'oxygénés légers par condensation. Plus particulièrement, l'invention concerne un procédé de conversion d'une charge riche en oléfines en C3-C10 en un produit riche en distillats, notamment en distillats moyens. Par distillat, on entend les hydrocarbures ayant plus de 10 atomes de carbone, les distillats moyens comprenant de 10 à 20 atomes de carbone et distillant dans la gamme de températures de 145°C à 350°C. Habituellement, les charges riches en oléfines en C3-C10 sont traitées par des procédés d'oligomérisation catalytique afin d'augmenter la longueur de chaîne des oléfines. Le produit obtenu subit ensuite une distillation fractionnée afin de séparer l'essence (C5-C9), le carburéacteur (jet en anglais) (C10-C12) et les distillats (C12+). La majorité des procédés décrits dans la bibliographie propose des solutions pour oligomériser une charge riche en oléines et plus particulièrement en oléfines C3-C4. Ces oléfines peuvent être converties en oligomères dans des conditions relativement douces où la contribution de la réaction du craquage est négligeable. L'effet de la présence dans la charge d'une gamme d'oléfines plus large en combinaison avec une quantité de matière inerte ou semi-inerte (paraffines, naphtènes et aromatiques) rend l'application des procédés classiques d'oligomérisation moins efficace. Du fait de la différente réactivité des oléfines en C3-C10 et surtout du fait de la faible réactivité des oléfines en C5-C10, il peut être nécessaire de travailler à une température plus élevée pour améliorer le rendement direct dans un procédé d'oligomérisation. Le fait d'opérer à température plus élevée peut conduire au craquage et à l'aromatisation d'oligomères déjà formés à partir d'oléfines plus réactives tant qu'une partie des oléfines de la charge reste encore non-convertie. Dans ce cas, les produits des procédés d'oligomérisation d'oléfines en C3-C10 contiennent des quantités importantes d'oléfines qui possèdent une longueur de chaîne trop courte (moins de 10 atomes de carbone). Ces oléfines ne sont pas utilisables directement et doivent être recyclées dans le procédé pour augmenter leur longueur de chaîne. Ce recyclage, qui peut atteindre 75% de l'effluent produit, augmente la complexité et les coûts des installations. En outre, le recyclage demande une étape supplémentaire dans la séparation des oléfines avec une longueur de chaîne courte des paraffines correspondantes. Le fait que ces molécules aient des IPB (point initial de distillation) proches ne permet pas d'utiliser la distillation et nécessite d'utiliser des procédés de séparation plus sophistiqués. Il existe donc un besoin de réduire, voire supprimer ces recycles, en augmentant le rendement en distillats et plus particulièrement en distillats moyens en C10-C20. Cette invention apporte une solution pour améliorer le procédé d'oligomérisation de la charge oléfinique contenant une quantité importante de matière inerte (paraffines, naphtènes et aromatiques) et des oléfines présentant des réactivités différentes. La présence d'une molécule oxygénée comme précurseur d'eau conduit à la modération de l'acidité du catalyseur d'oligomérisation limitant la réaction de craquage et donne une solution pour gérer l'exothermicité de la réaction d'oligomérisation. Du fait d'une plus faible réactivité des oléfines lourdes par rapport aux oléfines légères en oligomérisation, la présence d'une molécule oxygénée comme précurseur d'une oléfine légère générée progressivement peut conduire à une conversion supérieure des oléfines lourdes résultant en un produit dont la longueur de chaîne est plus importante. Les oxygénés comprenant un ou deux atomes de carbone (alcools, aldéhydes et les éthers correspondants, inclus DEE) dans leur structure sont mois chers et plus disponibles que les oxygénés C3+ (propanol, butanol, etc). Néanmoins, la présence d'éthanol ou DEE dans le mélange réactionnel pour oligomérisation peut conduire à la désactivation rapide d'un catalyseur acide. En outre, l'incorporation d'éthylène généré dans l'effluent liquide à partir d'éthanol sur un catalyseur acide demande des conditions très différentes par rapport aux oléfines C3-C10. Transformer du méthanol en hydrocarbures est une réaction exothermique. Une combinaison de deux réactions exothermiques (oligomérisation et conversion du méthanol en hydrocarbures) n'est pas toujours favorable. Une étape de pré-conversion des oxygénés légers en oxygénés lourds et hydrocarbures, par condensation sur des catalyseurs basiques avant oligomérisation permet d'utiliser un oxygéné bon marché pour l'oligomérisation ce qui évite les inconvénients décrits ci-dessus. Par ailleurs, les réactions d'oligomérisation des oléfines sont fortement exothermiques, ce qui nécessite un contrôle de la température des unités d'oligomérisation. Ce contrôle peut être effectué en utilisant une unité mettant en oeuvre un système de plusieurs réacteurs, avec des dispositifs de refroidissement entre les réacteurs. De plus, la tendance est actuellement à l'incitation du développement de biocarburants, notamment en incitant l'incorporation de carburant ou de produit d'origine agricole dans les carburants. L'une des principales sources de biocarburant est le bio-éthanol issu de la biomasse. Il est toutefois actuellement difficile de préparer des distillats en C10+, en particulier peu ramifiés, à partir de bio éthanol. Les procédés connus nécessitent des taux de recyclage élevés, des investissements élevés en équipements d'extraction du C2 et une purge importante : une quantité importante du bio-éthanol se retrouve ainsi sous forme de fraction légère à faible valeur ajoutée. L'invention vise à pallier ces inconvénients en proposant un procédé de conversion d'une charge hydrocarbonée contenant des oléfines en C3 -CIO en distillat permettant de réduire les quantités d'oléfines à longueur de chaîne trop courte pour être exploitées (typiquement en CIO, voire moins) et d'augmenter les rendements en molécules en C 10+, tout en contrôlant l'exothermicité des réactions d'oligomérisation. Cet effet est obtenu en effectuant l'oligomérisation de la charge hydrocarbonée en présence d'au moins une partie des produits issus de la pré-conversion de molécules oxygénées légères (comprenant au moins un alcool comportant au moins deux atomes de carbone, par exemple l'éthanol) par condensation, ces dernières pouvant provenir de la biomasse. L'invention permet ainsi une réduction notable des recycles, voire leur suppression. L'alcool peut être soumis seul à la condensation ou en présence de méthanol, DME, DEE, formaldéhyde, acétaldéhyde ou éthylène-glycol (molécules oxygénées avec un ou deux atomes de carbone). A cet effet, un premier objet de l'invention concerne un procédé de production de distillat, notamment de distillats moyens, par conversion d'une charge hydrocarbonée contenant des oléfines en C3-C10, comprenant une première étape de pré-conversion de molécules oxygénées légères par condensation, ces molécules oxygénées légères comprenant au moins un alcool comportant au moins deux atomes de carbone, et une deuxième étape d'oligomérisation, dans laquelle la charge hydrocarbonée est oligomérisée dans au moins un réacteur d'oligomérisation en présence d'au moins une partie de l'effluent issu de la première étape. Notamment, lorsque la charge hydrocarbonée est oligomérisée dans une installation comprenant plusieurs réacteurs en série, la présence d'une partie de l'effluent issu de la première étape n'est pas obligatoire à l'entrée du premier réacteur. L'effluent de la condensation peut être injecté au milieu du premier réacteur et/ou à l'entrée du deuxième réacteur par exemple. De préférence, le rapport total en poids entre l'effluent issu de la première étape injecté dans l'installation d'oligomérisation et la charge hydrocarbonée soit de 0,0001 à 1000, de préférence de 0,005 à 100. L'effluent issu de la condensation obtenu pourra ensuite être acheminé dans une zone de séparation afin d'en extraire une partie de l'eau, d'éthylène, éthanol, et autres molécules oxygénées légères non-converties. Avantageusement, l'effluent issu de la condensation est traité par hydrogénation sélective afin de convertir les di-oléfines, plus particulièrement butadiènes, en oléfines correspondantes. L'alcool comportant au moins deux atomes de carbone, par exemple l'éthanol, utilisé dans la première étape peut notamment être issu de la biomasse, par exemple par fermentation alcoolique ou par la voie de syn-gaz (gaz de synthèse). De préférence, la première étape de pré-conversion de molécules oxygénées par condensation comprenant un alcool à au moins deux atomes de carbone, tel que l'éthanol, produit notamment du propanol, isobutanol, n-butanol, des alcools plus lourds, et des oléfines correspondantes. Il a été découvert que l'oligomérisation d'une charge hydrocarbonée en C3-C 10 en présence d'un effluent issu de cette condensation permet d'augmenter le rendement en distillats C 10+. De plus, dans la seconde étape d'oligomérisation l'incorporation d'alcools C3+ dans les produits des réactions d'oligomérisation se fait par des réactions de déshydratation des alcools en oléines correspondantes. Ces réactions de déshydratation étant endothermiques, l'équilibre thermique du procédé d'oligomérisation est ainsi amélioré, l'exothermicité des réactions d'oligomérisation fournissant l'énergie nécessaire à la déshydratation des alcools présents. Il est ainsi plus facile de gérer l'exothermicité de l'oligomérisation ce qui permet d'optimiser les conversions de chaque zone réactionnelle et de réduire la dépense énergétique totale, de même que les investissements correspondants. On pourra envisager que l'effluent issu de la première étape, après l'hydrogénation sélective, soit ajouté en totalité ou partiellement à la charge hydrocarbonée dans la deuxième étape. Par exemple, le rapport de poids de l'effluent issu de la première étape et de la charge hydrocarbonée pourra être de 0,0001 à 1000, de préférence de 0,005 à 100. l ère étape : Condensation de l'alcool Avantageusement, la première étape de condensation comprend la mise en contact des molécules oxygénées légères en phase aqueuse, comprenant au moins un alcool comportant au moins deux atomes de carbone, par exemple l'éthanol, avec au moins un catalyseur basique, à une température et une pression suffisantes pour obtenir un effluent liquide contenant au moins 40% en poids, de préférence au moins 50% en poids, de molécules avec trois atomes de carbone et plus, et moins de 10% en poids d'éthylène. Le reste d'effluent comprend des molécules oxygénées non converties. Soit ces molécules sont recyclées dans le réacteur de la condensation, soit elles sont fournies pour l'oligomérisation avec le reste d'effluent. L'alcool, par exemple l'éthanol, peut être soumis seul à la condensation ou en présence de méthanol, DME, DEE, formaldéhyde, acétaldéhyde ou éthylène-glycol (molécules oxygénées avec un ou deux atomes de carbone), ou de leurs mélanges. L'alcool, par exemple l'éthanol, en phase aqueuse pourra éventuellement être dilué avec un gaz inerte tel que N2 ou CO2. La production d'alcools lourds (3 et plus d'atomes de carbone) à partir d'alcools légers (1-2 d'atomes de carbone), et plus particulièrement du 1-butanol à partir d'éthanol sur un catalyseur basique est connue dans la littérature comme la réaction appelée « réaction de Guerbet ». Les synthèses de Guerbet ont été utilisées typiquement pour préparer des alcools à chaîne ramifiée de plus haut poids moléculaire à partir de matériaux de départ de poids moléculaire plus faible. Un exemple de synthèse de Guerbet, consistant en une dimérisation d'un alcool, est décrit dans le document US 4 518 810. Un autre exemple de synthèse de Guerbet, consistant en la condensation de deux alcools différents est décrit dans le document US 2 050 788. Les principaux produits secondaires de la condensation de l'éthanol sont le 1-butène, le 1,3-butadiène, des alcools lourds, des traces d'éthylène, de l'éthanol non converti, des aldéhydes et de l'eau. L'éthylène et les autres gaz légers, tels que l'éthane, peuvent alors être facilement séparés des hydrocarbures et des oxygénés plus lourds formant la phase liquide, par exemple par séparation flash. Un éventuel excès d'eau peut alors être éliminé. Avant d'être mis en présence de la charge hydrocarbonée lors de l'étape d'oligomérisation, l'effluent de la première étape pourra subir une hydrogénation sélective des aldéhydes en alcools lourds et des diènes en oléfines. Cette hydrogénation sélective sera de préférence réalisée avant la séparation. Lors de l'oligomérisation, les alcools lourds vont subir une déshydratation en oléfines correspondantes. Ainsi, les produits secondaires de la condensation forment des oléfines ou des précurseurs d'oléfines, qui viennent améliorer la qualité de la charge hydrocarbonée à oligomériser en augmentant sa teneur en oléfines. Avantageusement, la première étape pourra être réalisée à une température de 150 à 500°C et à une pression de 0,1 à 40 MPa. Un catalyseur basique adapté à la première étape du présent procédé sera soit une base de Bronsted, qui a la capacité d'accepter des protons, soit une base de Lewis, qui possède une paire d'électrons libres avec lesquels il peut former une liaison covalente avec un atome, une molécule ou un ion. De façon préférentielle, le catalyseur contiendra au moins deux oxydes de métaux, choisis parmi les oxydes des métaux des groupes II, III (incluant la série des lanthanides et des actinides) et du groupe IV. Ces oxydes de métaux peuvent être combinés de différentes façons pour produire l'oxyde de métal mixte actif. Ces oxydes de métaux actifs peuvent être préparés selon des méthodes très différentes, préférentiellement à partir des sels de métaux précurseurs du groupe II, du groupe III et/ou du groupe IV. Mais tout autre source d'oxyde de métal (telles que les oxychlorures, les alcoxydes ou les nitrates) sont également inclues. Une première méthode de préparation de cet oxyde de métal mixte consiste à imprégner le précurseur de l'oxyde de métal sur un oxyde de métal déjà préformé, ce dernier pouvant avoir subi un traitement hydrothermal préalable. Le solide résultant est ensuite séché puis calciné en atmosphère oxydante de préférence, à une température de 400°C minimum par exemple de 600 à 900°C, typiquement de 650 à 800°C pour former l'oxyde mixte de métal actif. La durée de calcination est de 0 à 48 heures, plus précisément de 0,5 à 24heures, par exemple de 1 à 10 heures. Dans le cadre de l'objet de cette invention, la calcination a été réalisée à 700°C, de 1 à 3 heures. Une seconde méthode de préparation de cet oxyde de métal mixte peut être réalisée en combinant une première solution liquide de préférence aqueuse, contenant le précurseur du métal du groupe II, III ou IV, avec une seconde solution, de préférence aqueuse, contenant le précurseur du métal d'un autre groupe (II, III ou IV). Le mélange de ces deux solutions a lieu dans des conditions générant la co-précipitation du précurseur hydraté de l'oxyde de métal mixte L'addition d'un agent de précipitation étant parfois requise. Un tel agent de précipitation sera l'hydroxyde de sodium ou l'hydroxyde d'ammonium. La température de co-précipitation est choisie inférieure à 200°C, de préférence de 20 à 200°C. Le gel résultant subit ensuite un traitement hydrothermal dans un cylindre scellé dans les conditions suivantes : une pression supérieure à la pression atmosphérique, à une température supérieure à 100°C, pendant une durée de 20 jours, pouvant aller jusque 3 jours. Le précurseur hydraté de l'oxyde de métal mixte récupéré soit par filtration ou centrifugation est lavé et séché. Le solide est ensuite calciné en atmosphère oxydante de préférence, à une température de 400°C minimum par exemple de 600 à 900°C, typiquement de 650 à 800°C pour former l'oxyde mixte de métal actif. La durée de calcination est de 0 à 48 heures, plus précisément de 0,5 à 24 heures, par exemple de 1 à 10 heures. Dans le cadre de l'invention, la calcination a été réalisée à 700°C, de 1 à 3 heures. Comme autres types de catalyseurs basiques adéquats, on inclura sans limitation, les hydroxydes, les carbonates, les silicates, les phosphates, les aluminates, et toutes combinaisons. Les composés constituant les catalyseurs adéquats sus-mentionnés seront sélectionnés de préférence parmi les groupes 1, groupe 2 et les terres rares de la classification périodique. De préférence, on choisira le césium, le rubidium, le magnésium, le lithium le baryum le potassium et le lanthane. D'autres catalyseurs utilisables sont des catalyseurs d'oxyde de métaux mixtes, présentant outre des propriétés basiques, des propriétés d'oxydo-réduction dans les conditions opératoires employées pour la conversion des composés oxygénés en produit oléfinique. Typiquement, le catalyseur comprendra au moins un oxyde de métal de transition, de préférence deux, généralement des périodes 4, 5 ou 6 de la classification périodique, la préférence étant donnée aux métaux de transition Ag, Cu, Ce, Zn, Cd, Ti, V, Cr, Mo, Mn, Fe, Co, Ni. Toutefois, d'autres oxydes de métaux peuvent être employés dans la composition des oxydes mixtes, comme les oxydes de métaux du groupe IV incluant le zirconium, ceux du groupe I (alcalins) incluant le sodium, le potassium, le césium, ceux du groupe II (alcalino-terreux) incluant plus spécifiquement le magnésium, le calcium ou le baryum. Les oxydes de terres rares (scandium, yttrium, lanthane ainsi que ceux de la série des lanthanides (par exemple le cérium)), sont également compris, ainsi que l'oxyde de thorium de la série des actinides. Le caractère oxydo-réducteur de ces oxydes de métaux mixtes dans les conditions opératoires employées, s'explique par l'existence d'états de valence multiples du métal, une caractéristique bien connue de la plupart des métaux de transition. Ce sont les conditions opératoires régnant dans le procédé, qui conditionnent l'état de valence du métal à valence mixte constituant l'oxyde de métal mixte. Aussi, il n'est pas impossible que selon les conditions opératoires régnant dans le procédé, l'état de valence du métal constituant l'oxyde de métal mixte décrit ci-dessus, varie selon l'endroit et selon l'instant considérés dans le procédé. Les conditions opératoires du procédé (température, pression, rapport catalyseur/charge ou WHSV) sont décrites dans les paragraphes suivants. En revanche, les conditions opératoires nécessaires pour que le caractère oxydo-réducteur intervienne sont beaucoup plus difficiles à définir avec un seul paramètre ou même avec une simple combinaison de paramètres. Le catalyseur adapté pour la première étape du procédé selon l'invention possède une capacité d'adsorption en CO2 à 100°C d'au moins 0,03 mg/m2, bien que la limite haute en capacité d'adsorption de CO2 ne soit pas critique, ce genre de catalyseur possède une capacité d'adsorption de CO2 à 100°C inférieure ou égale à 10 mg/m2. Typiquement, le catalyseur adapté à la première étape de l'invention a une capacité d'adsorption de CO2 à 100°C de 0,01 à 1 mg/m2. En terme de surface spécifique (mesurée selon la méthode ASTM D3663), les catalyseurs adaptés possèdent une surface spécifique d'au moins 10m2/g, plus spécifiquement une surface comprise de 20 à 250 m2/g. Typiquement, le catalyseur de l'invention a une surface spécifique comprise de 25 à 280 m2/g. Un catalyseur basique adéquat pour la réaction décrite ci-dessus peut également être supporté sur un support, ainsi que couramment pratiqué par l'homme du métier. Comme support, on pourra employer, sans que ces exemples soient limitant, de l'alumine, du titane, de la silice, de la zircone, des zéolithes, du charbon, des argiles, des hydroxydes lamellaires, des hydrotalcites, et toutes combinaisons. 2ème étape : oligomérisation La charge hydrocarbonée utilisée peut être un mélange d'effluents hydrocarbonés contenant des oléfines C3-C10 issues de procédés de raffinerie ou pétrochimie (FCC, vapocraqueur etc). La charge peut être un mélange de coupes comprenant, C3 FCC, C4 FCC, LCCS, LLCCS, Pygas , LCN , etc mélangée de sorte que la teneur en oléfines linéaires dans la coupe des C5- (C3-05 hydrocarbures) par rapport à la charge total C3-C10 soit au plus de 40% en poids. La teneur totale en oléfines dans la coupe C5- (C3-05) par rapport à la charge totale C3-C10 fournie pour l'oligomérisation peut être de plus de 40% en poids si les iso-oléfines sont présentes en une quantité d'au moins 0,5% en poids. La teneur totale en oléfines linéaires peut être supérieure à 40% en poids par rapport à la charge totale C3-C10 si les oléfines linéaires C6+ (C6, C7, C8, C9, CIO) sont présentes en une quantité d'au moins 0,5% en poids. Cette charge peut notamment contenir des oléfines, des paraffines et des composés aromatiques dans toutes les proportions en conformité avec les règles décrites ci-dessus. La charge hydrocarbonée contiendra de préférence une faible quantité de diènes et d'acétyléniques hydrocarbures, avantageusement moins de 100 ppm de diène, de préférence moins de 10 ppm de diènes C3-05. A cet effet, la charge hydrocarbonée sera par exemple traitée par une hydrogénation sélective éventuellement combinée à des techniques d'adsorption. La charge hydrocarbonée contiendra de préférence une faible quantité de métaux, avantageusement moins de 50 ppm, de préférence moins de 10 ppm. A cet effet, la charge hydrocarbonée sera par exemple traitée par une hydrogénation sélective éventuellement combinée à des techniques d'adsorption. Avantageusement, la charge utilisée a subi une extraction partielle des iso-oléfines qu'elle contient, par exemple par traitement dans une unité d'éthérification, permettant ainsi une concentration en oléfines linéaires. En général, les charges oléfiniques disponibles commercialement provoquent une désactivation du catalyseur d'oligomérisation plus rapide que ce qui est attendu. Bien que les raisons d'une telle désactivation ne soient pas bien connues, on considère que la présence de certains composés sulfurés est au moins en partie responsable de cette baisse d'activité et de sélectivité. En particulier, il apparaît que les thiols aliphatiques, sulfures et disulfures de faible poids moléculaire sont plus particulièrement gênants. Il est ainsi établi que le taux de soufre admissible dans une charge d'un procédé d'oligomérisation doit être suffisamment bas pour que l'activité du catalyseur utilisé ne soit pas inhibée. En général, la teneur en soufre est inférieure ou égale à 100 ppm, de préférence inférieure ou égale à 10 ppm, voire inférieure ou égale à 1 ppm. L'élimination de ces composés soufrés nécessite des étapes d'hydrotraitement qui augmentent le coût total du procédé, et qui peuvent conduire à une diminution de la quantité d'oléfines. Cette perte peut s'avérer très pénalisante pour les coupes en C5-C10 contenant typiquement de 200 à 400 ppm de soufre. Il existe donc également un besoin de mettre au point un procédé d'oligomérisation qui permette le traitement de charges oléfiniques commercialement disponibles sans hydrotraitement sévère préalable. Il est de pratique courante d'ajouter de l'eau à la charge d'un procédé d'oligomérisation catalytique. Cet ajout d'eau permet notamment de contrôler la température du réacteur d'oligomérisation, en particulier lors de la mise en route du réacteur, lorsque le catalyseur est frais et l'exothermicité la plus forte. La présence de composés oxygénés précurseurs d'eau dans la charge utilisée pour le procédé selon l'invention présente l'avantage d'augmenter la tolérance au soufre des catalyseurs d'oligomérisation. La durée de vie du catalyseur peut ainsi être augmentée. Du fait des teneurs en composés oxygénés utilisées, l'eau formée en cours d'oligomérisation représente plus que 0,25% en poids de la charge hydrocarbonée. A titre d'exemple, afin d'éviter que l'activité catalytique du catalyseur ne soit inhibée de manière substantielle, la teneur en azote de la charge hydrocarbonée n'est pas supérieure à 1 ppm en poids (calculée sur une base atomique), de préférence n'est pas supérieure à 0,5 ppm, davantage de préférence à 0,3 ppm. De même, à titre d'exemple, la teneur en chlorure de la charge hydrocarbonée n'est pas supérieure à 0,5 ppm en poids (calculée sur une base atomique), de préférence n'est pas supérieure à 0,4 ppm, davantage de préférence à 0,1 ppm. A cet effet, la charge hydrocarbonée utilisée peut avoir subi un traitement préalable, par exemple un hydrotraitement partiel, une hydrogénation sélective et/ou une adsorption sélective. Par ailleurs, la présence d'effluent issu de la condensation dans la charge de l'étape d'oligomérisation augmente la pression partielle en oléfines, ce qui permet d'améliorer le rendement du procédé d'oligomérisation. Une première famille de catalyseurs utilisables peut comprendre les catalyseurs acides de type soit aluminosilicate amorphe ou cristallin, soit silicoaluminophosphate, sous forme protonée (H+), choisi parmi la liste suivante et contenant ou non des éléments alcalins ou des terres rares : MFI (ZSM-5, silicalite-1, boralite C, TS-1), MEL (ZSM-11, silicalite-2, boralite D, TS-2, SSZ-46), ASA (silice-alumine amorphe), MSA (silice- alumine mésoporeuse), FER (Ferrierite, FU-9, ZSM-35), MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ-1, MCM-49), TON (ZSM-22, Theta-1, NU-10), EUO (ZSM-50, EU-1), ZSM-48, MFS (ZSM-57), MTW, MAZ, SAPO-11, SAPO-5, FAU, LTL, BETA MOR, SAPO-40, SAPO-37, SAPO-41 et la famille des matériaux microporeux composés de silice, d'aluminium, d'oxygène et éventuellement de bore. La zéolithe pourra être soumise à différents traitements avant utilisation, qui peuvent être : l'échange ionique, la modification avec des métaux, le traitement à la vapeur (steaming), les traitements à l'acide ou tout autre méthode de déalumination, la passivation de surface par déposition de silice, ou toute combinaison des traitements sus-mentionnés. La teneur en alcalins ou en terres rares est de 0,05 à 10% en poids, préférentiellement de 0,2 à 5% en poids. Préférentiellement, les métaux employés sont Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce utilisés seuls ou en mélange. Une deuxième famille de catalyseurs utilisables comprend également les zéolithes modifiées au phosphore contenant de façon optionnelle un alcalin ou une terre rare. En ce cas, la zéolithe peut être choisie parmi la liste suivante : MFI (ZSM-5, silicalite-1, boralite C, TS-1), MEL (ZSM-11, silicalite-2, boralite D, TS-2, SSZ-46), ASA (silice-alumine amorphe), MSA (silice-alumine mésoporeuse), FER (Ferrierite, FU-9, ZSM-35), MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ-1, MCM-49), TON (ZSM-22, Theta-1, NU-10), EUO (ZSM-50, EU-1), MFS (ZSM-57), ZSM-48, MTW, MAZ, FAU, LTL, BETA MOR. La zéolithe pourra être soumise à différents traitements avant utilisation, qui peuvent être : l'échange ionique, la modification avec des métaux, le traitement à la vapeur (steaming en anglais), les traitements à l'acide ou tout autre méthode de déalumination, la passivation de surface par déposition de silice, ou toute combinaison des traitements sus-mentionnés. La teneur en alcalins ou en terres rares est de 0,05 à 10% en poids, préférentiellement de 0,2 à 5% en poids. Préférentiellement, les métaux employés sont Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce utilisés seuls ou en mélange. Une troisième famille de catalyseurs utilisables comprend des catalyseurs bifonctionnels, comprenant o Un support , parmi la liste suivante : MFI (ZSM-5, silicalite- 1, boralite C, TS-1), MEL (ZSM-11, silicalite-2, boralite D, TS- 2, SSZ-46), ASA (silice-alumine amorphe), MSA (silice-alumine mésoporeuse), FER (Ferrierite, FU-9, ZSM-35), MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ-1, MCM-49), TON (ZSM-22, Theta-1, NU-10), EUO (ZSM-50, EU-1), MFS (ZSM-57), ZSM-48, MTW, MAZ, BETA, FAU, LTL, MOR, et les matériaux microporeux de la famille ZSM-48 constitués de silicium, aluminium, oxygène et optionnellement de bore. MFI or MEL 35 (Si/Al> 25), MCM-41, MCM-48, SBA-15, SBA-16, SiO2, Al2O3, hydrotalcite ou un mélange de ceux-ci. o une phase métallique (Me) à hauteur de 0,1% en poids, le métal étant sélectionné parmi les éléments suivants : Zn, Mn, Co, Ni, Ga, Fe, Ti, Zr, Ge, Sn, et Cr utilisés seuls ou en mélange. Ces atomes métalliques peuvent être insérés dans la structure tétrahédrique du support via l'unité tétrahédrique [MeO2]. L'incorporation de ce métal peut être réalisée soit par ajout de ce métal pendant la synthèse du support ou bien incorporé après synthèse par échange d'ions ou imprégnation, les métaux étant alors incorporés sous forme de cations, et non intégrés au sein de la structure du support. La zéolithe pourra être soumise à différents traitements avant utilisation, qui peuvent être : l'échange ionique, la modification avec des métaux, le traitement à la vapeur (steaming), les traitements à l'acide ou tout autre méthode de déalumination, la passivation de surface par déposition de silice, ou toute combinaison des traitements sus-mentionnés. La teneur en alcalins ou en terres rares est de 0,05 à 10% en poids, préférentiellement de 0,2 à 5% en poids. Préférentiellement, les métaux employés sont Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce utilisés seuls ou en mélange. Le catalyseur peut être un mélange des matériaux décrits précédemment dans les trois familles de catalyseur. En outre, les phases actives pourront, elles aussi, être combinées avec d'autres constituants (liant, matrice) conférant au catalyseur final une résistance mécanique accrue, ou une amélioration de l'activité. Si la charge hydrocarbonée est oligomérisée dans une installation comprenant plusieurs réacteurs en série, les réacteurs de la série peuvent être chargés avec le même catalyseur ou un différent. Avantageusement, la deuxième étape sera réalisée sous atmosphère réductrice, par exemple sous H2. Notamment, la présence d'une atmosphère réductrice, et éventuellement d'eau permet d'améliorer la stabilité du catalyseur utilisé. La deuxième étape du procédé selon l'invention présente l'avantage de pouvoir être mise en oeuvre dans une installation d'oligomérisation existante. Par exemple, une installation à plusieurs réacteurs peut être utilisée dans laquelle l'exothermicité de la réaction peut être contrôlée de manière à éviter des températures excessives. De préférence, la différence maximale de températures au sein d'un même réacteur ne dépassera pas 75°C. Le ou les réacteurs peuvent être du type isothermique ou adiabatique à lit fixe ou mobile. La réaction d'oligomérisation peut être réalisée en continu dans une configuration comprenant une série de réacteurs à lit fixe montés en parallèle, dans laquelle lorsqu'un ou plusieurs réacteurs sont en fonctionnement, les autres réacteurs subissent une opération de régénération du catalyseur. La totalité de l'effluent issu de la condensation peut être ajoutée à la charge avant son entrée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation, ou en partie avant son entrée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation, la partie restante étant ajoutée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation, par exemple en tant que trempe. Quand plusieurs réacteurs d'oligomérisation sont utilisés, l'effluent peut être ajouté en entrée ou au sein du deuxième réacteur ou des réacteurs suivants. Le procédé pourra être mis en oeuvre dans un ou plusieurs réacteurs. De préférence, le procédé sera mis en oeuvre au moyen de deux réacteurs distincts. Les conditions réactionnelles du premier réacteur seront choisies de manière à convertir une partie des composés oléfiniques à faible nombre de carbone (C3-05) en oléfines intermédiaires (C6+). Avantageusement, le premier réacteur comprendra une première zone catalytique et fonctionnera à température élevée, par exemple supérieure ou égale à 250°C, et pression modérée, par exemple inférieure à 50 bars. Le second réacteur fonctionnera de préférence à des températures et pressions choisies de manière à favoriser l'oligomérisation des oléfines lourdes en distillat. L'effluent du premier réacteur, comprenant les oléfines n'ayant pas réagi, les oléfines intermédiaires, de l'eau et éventuellement d'autres composés tels que des paraffines et éventuellement un gaz réducteur, subit alors une oligomérisation dans ce second réacteur comprenant une deuxième zone catalytique, ce qui permet d'obtenir un effluent d'hydrocarbures plus lourds, riche en distillat. Avantageusement, le premier réacteur fonctionnera à une pression plus basse, une température et une vitesse spatiale horaires plus élevées par rapport au deuxième réacteur. On pourra éventuellement prévoir d'utiliser la différence de pression entre les deux réacteurs pour réaliser une étape de séparation flash. La deuxième étape peut être mise en oeuvre dans les conditions décrites ci-après. Le débit massique au travers du ou des réacteurs d'oligomérisation seront avantageusement suffisants pour permettre une conversion relativement élevée, sans être trop faibles afin d'éviter les réactions parallèles indésirables. La vitesse spatiale horaire (weight hourly space velocity, WHSV) de la charge sera par exemple de 0,1 à 20h-1, de préférence de 0,5 à 15 h-1, de manière encore préférée de 1 à 8 h-1. La température à l'entrée du ou des réacteurs sera avantageusement suffisante pour permettre une conversion relativement élevée, sans être très élevée afin d'éviter des réactions parallèles indésirables. La température à l'entrée du réacteur sera par exemple de 150 à 400°C, de préférence de 200-350°C, de manière encore préférée de 220 à 350 °C. La pression au travers du ou des réacteurs d'oligomérisation sera avantageusement suffisante pour permettre une conversion relativement élevée, sans être trop faible afin d'éviter des réactions parallèles indésirables. La pression au travers du réacteur sera par exemple de 8 à 500 bara, de préférence de 10-150 bara, de manière encore préférée de 14 à 49 bara (bars, pression absolue). L'effluent issu de l'étape d'oligomérisation est ensuite acheminé dans une zone de séparation, afin de séparer par exemple les fractions en fraction aqueuse, C5-C9 (essence), en C10-C12 (jet) et en C12+ (diesel). Les fractions C5-C9, C10-C12 et C12+ peuvent subir une étape de séchage. Ainsi, l'invention permet notamment d'obtenir un carburéacteur (C10-C12, « jet ») à partir d'alcools d'origine végétale. Les fractions légères en C 1-C4 peuvent également être séparées et envoyées en purge ou éventuellement recyclées avec la charge hydrocarbonée. Les fractions C10-C12 et C12+ séparées de l'effluent du procédé d'oligomérisation peuvent subir une hydrogénation afin de saturer les composés oléfiniques et hydrogéner les composés aromatiques. Le produit obtenu présente un nombre de cétane élevé, et d'excellentes propriétés pour être utilisé comme carburant de type jet, diesel ou similaire. L'invention est maintenant décrite en référence aux exemples et aux dessins annexés, non limitatifs, dessins dans lesquels : - la figure 1 représente le taux de conversion en oléfines C5 des exemples 2 et 3, ainsi que la température en fonction de la durée de test (TOS) ; - la figure 2 représente les courbes de distillation simulées des phases organiques liquides de l'effluent de l'exemple 2 (température réactionnelle : 260°C), de la charge, des l'exemple 3 (température réactionnelle : 300°C) au bout de 10 et 24 heures ; - les figures 3 et 4 représentent schématiquement différents modes de réalisation du procédé selon l'invention. Sur chacune des figures 3 et 4 : - OS représente une zone d'oligomérisation, la figure 4 comportant deux zones d'oligomérisation, OS et OS2, 35 - S représente une zone de séparation, - SHP représente une zone d'hydrogénation sélective et/ou d'adsorption sélective, 30 - PreC, représente une zone de pré-conversion, - P représente une zone de purification. Sur ces figures, les traits discontinus représentent des options des procédés. Chaque zone d'oligomérisation représente par exemple un réacteur d'oligomérisation Le schéma représenté sur la figure 3 correspond à un procédé dans lequel la charge constituée de composés hydrocarbonés en C3-C10 est traitée dans une zone d'oligomérisation OS. L'effluent sortant de cette zone OS est acheminé dans la zone de séparation S. Dans cette zone S, l'eau est éliminée et les oléfines sont séparées en C1-C4, en C5-C9 (essence), C10-C12 (jet) et distillat (C12+). Une partie des oléfines légères en C 1-C4 peut éventuellement être recyclée en charge de la zone d'oligomérisation SO. L'éthanol (éventuellement mélangé au DDE), après avoir été purifié dans la zone P, est traité dans la zone de pré-conversion PreC. L'effluent issu de la zone PreC subit une hydrogénation sélective (SHP) avant d'entrer dans la zone d'oligomérisation OS, soit en mélange avec la charge hydrocarbonée, soit dans la zone OS elle-même. L'éthylène, l'eau, ainsi que l'éthanol (et éventuellement le DDE) non converti, peuvent être extraits de l'effluent issu de la zone PréC, l'éthanol (et éventuellement le DDE) non converti étant recyclé dans la zone PréC. Le schéma représenté sur la figure 4 correspond à un procédé qui ne diffère de celui représenté à la figure 3 que par la présence d'une deuxième zone d'oligomérisation OS2. La charge hydrocarbonée en C3-C10 est traitée dans cette deuxième zone OS2 avant d'être traitée dans la zone OS. Dans ce mode de réalisation, les oléfines en C1-C4 séparées dans la zone de séparation sont recyclées dans la deuxième zone OS2, avec la charge hydrocarbonée. EXEMPLES EXEMPLE 1 : Préparation du catalyseur A Un échantillon de zéolite MFI (Si/A1=82) avec une taille de cristaux de 0.2-0.3 µm fourni par Zeolyst Int. sous forme de NH4 a été calciné à 5500C pendant 6 heures afin de le convertir en forme H+. Le produit ainsi obtenu est dénommé catalyseur A. EXEMPLE 2: test d'oligomérisation en présence de butanol 20 ml (12,8g) du catalyseur A sous forme de grains (35-45 mesh) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe présentant un diamètre interne de 11 mm. Avant les tests, le catalyseur a été activé à 550°C sous flux d'azote pendant 6 heures. Après l'activation le réacteur a été refroidi à 400C. Le catalyseur a été mis en contact avec la charge à 400C et la pression atmosphérique pendant 1 heure. Ensuite la pression a été augmentée jusqu'à la valeur réactionnelle et le réacteur a été chauffé jusqu'à 200°C avec une vitesse de 30°C/heure. La température a été maintenue pendant 12h à 200°C et a été augmentée par la suite jusqu'à 260°C et 300°C (30°C/heure). La charge utilisée pour ce test d'oligomérisation est une coupe LLCCS contenant 83% en poids d'hydrocarbures en C5 (dont 59% en poids d'oléfines et 41 % en poids de paraffines). La teneur en oléfines linéaires dans les coupes C5- a été de 27,2% en poids. Le mélange comprenant 85% en poids de LLCCS et 15% en poids de 1-butanol a été mis en contact avec le catalyseur A dans les conditions suivantes : Température d'entrée du réacteur : 260, 300°C Pression P : 40 barg Vitesse spatiale horaire (pph) : 1 h-1. (P (barg) = P bar - Patm (- lbar)) L'analyse des produits obtenus a été réalisée en ligne par chromatographie gazeuse, le chromatographe étant équipé d'une colonne capillaire. A la sortie du réacteur, la phase gazeuse, la phase organique 30 liquide et la phase aqueuse ont été séparées. Aucun recycle n'est effectué. Le catalyseur a montré une très faible désactivation laquelle peut être compensée par augmentation de la température sans accroissement important de la phase gazeuse (figure 1). 35 La courbe de distillation simulée pour la phase organique liquide est reportée sur la figure 2. Le tableau 1 ci-dessous rassemble les taux de conversion et les rendements obtenus. Tableau 1 Conversion du 1-butanol en 99,9 HC (% en poids) Conversion des C5 (% en poids) >95% Rendements (% en poids) Par rapport Par rapport aux au carbone oléfines C1-C3 0,1 0,2 nC4 0,5 0,8 Totalité des C4 1,2 1,9 Essence (distillat 150°C) 41,5 65,6 Ce tableau 1 illustre la possibilité de produire une fraction d'hydrocarbures lourds riche en distillat à partir d'une charge contenant une coupe essence et 15% de butanol. La charge a contenu plusieurs oléfines de réactivités différentes. Les résultats montrent une conversion quasi-totale du butanol en hydrocarbures, peu de craquage (phase gazeuse) malgré une température relativement haute pour l'oligomerisation, et la transformation d'une quantité significative (65,6 %) d'oléfines distillant au dessus de 150°C à partir d'une charge réelle. EXEMPLE 3 (Comparatif): test d'oligomérisation en présence de DEE ml (12,8g) du catalyseur A sous forme de grains (35-45 mesh) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe présentant un 20 diamètre interne de 11 mm. Avant les tests, le catalyseur a été activé à 550°C sous flux d'azote pendant 6 heures. Après l'activation, le réacteur a été refroidit à 40°C. Le catalyseur a été mis en contact avec la charge à 40°C sous pression atmosphérique pendant 1 heure. Ensuite, la pression a été augmentée jusqu'à la valeur réactionnelle et le réacteur a été chauffé jusqu'à 200°C avec une vitesse de 30°C/heure. La température a été maintenue pendent 12h à 200°C et a été augmentée par la suite jusqu'à 260°C et 300°C (30°C/heure). La charge utilisée pour ce test d'oligomérisation est une coupe LLCCS contenant 83% en poids d'hydrocarbures en C5 (dont 59% en poids d'oléfines et 41 % en poids de paraffines). Le mélange comprenant 85% en poids de LLCCS et 15% en poids de DEE a été mis en contact avec le catalyseur A dans les conditions suivantes : Température d'entrée du réacteur : 260, 300°C Pression P : 40 barg Vitesse spatiale horaire (pph) : 1 h-1. L'analyse des produits obtenus a été réalisée en ligne par chromatographie gazeuse, le chromatographe étant équipé d'une colonne capillaire. A la sortie du réacteur, la phase gazeuse, la phase organique liquide et la phase aqueuse ont été séparées. Aucun recycle n'est effectué. Le catalyseur a montré une très rapide désactivation laquelle ne peut pas être compensée par augmentation de la température (figure 1). La courbe de distillation simulée mesurée pour la phase organique liquide est reportée sur la figure 2. Les figures 1-2 démontrent la plus forte désactivation et la température la plus importante nécessaire pour obtenir la conversion complète d'oléfines en C5 en présence de DEE. Par contre, la pré- conversion d'éthanol en butanol conduit à une vitesse de désactivation plus faible et une conversion plus importantes en oléfines en C5. REVENDICATIONS1. Procédé de production de distillat, notamment de distillats moyens, par conversion d'une charge hydrocarbonée contenant des oléfines en C3-C10, comprenant une première étape de pré-conversion de molécules oxygénées légères par condensation, ces molécules oxygénées légères comprenant au moins un alcool comportant au moins deux atomes de carbone, et une deuxième étape d'oligomérisation, dans laquelle la charge hydrocarbonée est oligomérisée dans au moins un réacteur d'oligomérisation en présence d'au moins une partie de l'effluent issu de la première étape. 2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel l'alcool comportant au moins deux atomes de carbone, par exemple l'éthanol, est issu de la biomasse. 3. Procédé selon la revendication 1 ou 2, dans lequel les molécules oxygénées légères comprennent en plus de l'alcool comportant au moins deux atomes de carbone, des molécules oxygénées à un ou deux atomes de carbone choisies parmi le méthanol, DME, DEE, formaldéhyde, acétaldéhyde, éthylène-glycol ou leurs mélanges. 4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel la première étape de condensation comprend la mise en contact, en phase aqueuse, des molécules oxygénées légères avec au moins un catalyseur basique, à une température et une pression suffisantes pour obtenir un effluent liquide contenant au moins 40% en poids, de préférence au moins 50% en poids, de molécules C3+, et moins de 10% en poids d'éthylène. 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, dans lequel l'effluent issu de la première étape est acheminé dans une zone de séparation afin d'en extraire, au moins en partie, les molécules oxygénées légères n'ayant pas réagi, l'éthylène et les autres gaz légers. 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, dans lequel l'effluent issu de la première étape est traité par hydrogénation sélective afin de convertir les aldéhydes en alcools plus lourds et les di-oléfines en oléfines. 6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5, dans lequel la première étape est réalisée à une température de 150 à 500°C et à une pression de 0,1 à 40 MPa. 7. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6, dans lequel le catalyseur utilisé pour la première étape de l'invention a une capacité d'adsorption de CO2 à 100°C de 0,03 à 10 mg/m2, de préférence de 0,01 à mg/m2. 8. Procédé selon l'une des revendications 1 à 7, dans lequel le catalyseur utilisé pour la première étape de l'invention a une surface spécifique d'au moins 10m2/g, plus spécifiquement de 20 à 250 m2/g, de préférence de 25 à 280 m2/g. 9. Procédé selon l'une des revendications 1 à 8, dans lequel le rapport total en poids entre l'effluent issu de la première étape et la charge hydrocarbonée est de 0,0001 à 1000, de préférence de 0,005 à 100. 10. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9, dans lequel, dans la deuxième étape, la totalité de l'effluent issu de la première étape est ajoutée à la charge hydrocarbonée. 11. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 10, dans lequel la totalité de la quantité d'effluent à ajouter à la charge hydrocarbonée est ajoutée à celle-ci avant son entrée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation. 12. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 10, dans lequel une partie de la quantité d'effluent à ajouter à la charge hydrocarbonée est ajoutée à celle-ci avant son entrée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation, la partie restante étant ajoutée dans le(s) réacteur(s) d'oligomérisation. 13. Procédé selon l'une des revendications 1 à 12, dans lequel, au cours de la deuxième étape, la vitesse spatiale horaire de la charge hydrocarbonée est comprise de 0,1 à 20h-1, de préférence de 0,5 à 15 h-1, de manière encore préférée de 1 à 8 h-1. 14. Procédé selon l'une des revendications 1 à 13, dans lequel, au cours de la deuxième étape, la pression au travers du ou des réacteurs d'oligomérisation est de 8 à 500 bara, de préférence de 10-150 bara, de manière encore préférée de 14 à 49 bara. 15. Procédé selon l'une des revendications 1 à 14, dans lequel l'effluent issu de l'étape d'oligomérisation est acheminé à une unité de séparation afin de séparer les fractions en C5-C9, en C10-C12 et en C12+.