Brevet FR2980791A1 — publié le 20130405

Procédé de préparation d'un mélange d'alcools La présente invention concerne un procédé de préparation d'un mélange d'alcools. Industriellement les alcools les plus importants sont l'éthanol, le 1-propanol, le n- butanol, les alcools pour plastifiants présentant une chaîne alkyle en (C6-C11) et les alcools gras présentant une chaîne alkyle en (C12-C18) utilisés comme détergents. Ces différents alcools sont préparés à partir de ressources fossiles soit par voie oxo des oléfines, soit par le procédé Ziegler (oxydation de trialkylaluminium) (K. Ziegler et al., Justus Liebigs Ann. Chem. 629 (1960) 1). Les alcools sont aussi utilisés comme solvants, diluants pour peinture (principalement les alcools légers présentant une chaîne alkyle en (C1-C6)), comme intermédiaires conduisant à des esters, mais également comme composés organiques, comme lubrifiants ou encore comme carburants. La synthèse de ces alcools se fait souvent en plusieurs étapes et conduit à des mélanges d'alcools. Par exemple, les alcools présentant une chaîne alkyle en C6 sont synthétisés par co-dimérisation de butène et de propène puis convertis en un mélange d'aldéhydes par hydroformylation, avant d'être hydrogénés, pour finalement conduire à un mélange d'alcools présentant une chaîne alkyle en C6. Par exemple, le butanol est jusqu'à présent produit en grande majorité par le procédé d'hydroformylation du propylène un dérivé du pétrole (Wilkinson et al., Comprehensive Organometallic Chemistry, The synthesis, Reactions and Structures of Organometallic Compounds, Pergamon Press 1981, 8). Le butanol peut aussi être obtenu par des procédés fermentaires revenus d'actualité avec la hausse des matières premières pétrolières. La fermentation acétobutylique plus connue sous le nom de fermentation ABE coproduit un mélange d'éthanol, d'acétone et de butanol dans un ratio pondéral voisin de 1/3/6. La bactérie source de la fermentation appartient à la famille des clostridium acétobutylicum. Etant donné la diversité des alcools nécessaires à l'industrie chimique et la large gamme d'utilisation, il existe donc un besoin de mettre en place un procédé simplifié de formation d'alcools conduisant à de bons rendements (et minimisant les mélanges). Il est aussi intéressant d'avoir un procédé flexible permettant d'utiliser de l'éthanol issu de matières renouvelables pour former des alcools plus lourds biosourcés. La présente invention a pour but de fournir un procédé comprenant une simplification de l'étape de séparation des alcools formés. L'invention a également pour but de préparer un mélange d'alcools dépourvu de gaz incondensables. Un autre but de la présente invention est de fournir un procédé pour obtenir un mélange d'alcools dépourvu d'aldéhyde et notamment d'acétaldéhyde. De plus, l'invention a pour but de fournir un procédé permettant une stabilisation du milieu réactionnel. Un autre but de la présente invention est de fournir un procédé de préparation d'alcools, et notamment de butanol, facile à mettre en oeuvre et conduisant à un meilleur rendement global de la réaction. La présente invention a donc pour objet un procédé de préparation d'un mélange (M) comprenant au moins un alcool (Aj), ledit procédé comprenant les étapes suivantes : i) une étape d'oligomérisation d'au moins un alcool (Ai) en phase gaz conduisant à un mélange (A) ; ii) une étape de condensation du mélange (A) conduisant à un flux gazeux et à un flux liquide correspondant à un mélange (A) condensé ; et iii) une étape d'hydrogénation en phase liquide du mélange (A) condensé. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « mélange (A) », un mélange issu de l'étape i) d'oligomérisation d'au moins un alcool (Ai) en phase gaz. Le mélange (A) représente donc un mélange gazeux à la température de réaction. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « mélange (A) condensé », un mélange (A) qui a subi une étape ii) de condensation à l'issue de l'étape i). Le mélange (A) condensé constitue le mélange soumis à l'étape iii) d'hydrogénation en phase liquide. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « alcools (Ai) » des alcools dont la chaîne alkyle, linéaire ou ramifiée comprend n atomes de carbone, avec n représentant un entier compris de 1 à 10. Selon l'invention, le terme « alcools (Ai) » englobe également le terme « alcools de départ ». Les « alcools (Ai) » selon l'invention peuvent être par exemple : le méthanol, l'éthanol, le propanol, le butanol, le pentanol, l'hexanol, l'heptanol, l'octanol, le nonanol ou le décanol. Les alcools (Ai) désignent les alcools de départ avant l'étape d'oligomérisation. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « alcools (Aj) » des alcools dont la chaîne alkyle, linéaire ou ramifiée, comprend m atomes de carbone, avec m représentant un nombre entier compris de 2 à 20. Selon l'invention, le terme « alcools (Aj) » englobe également le terme « alcools formés » ou encore « alcools valorisables ». Les « alcools (Aj) » selon l'invention peuvent être par exemple l'éthanol, le butanol, l'hexanol, l'octanol, le décanol, l'éthyl-2-butanol et l'éthyl-2-hexanol. Dans le cadre de l'invention, les alcools (Aj) sont obtenus par oligomérisation d'un ou plusieurs alcools (Ai). Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « oligomérisation d'un alcool », un processus de transformation d'un alcool monomère en un alcool oligomère. Selon l'invention, l'oligomérisation peut être par exemple une dimérisation. Préférentiellement, l'alcool (Ai) est l'éthanol. Selon un mode de réalisation particulier, l'oligomérisation est une dimérisation, préférentiellement une dimérisation d'éthanol. Dans ce mode de réalisation, le mélange (M) obtenu comprend du butanol. Selon un mode de réalisation particulier, la présente invention concerne un procédé de préparation d'un mélange (M) comprenant du butanol, ledit procédé comprenant les étapes suivantes : i) une étape d'oligomérisation, notamment de dimérisation, d'éthanol en phase gaz conduisant à un mélange (A) ; ii) une étape de condensation du mélange (A) conduisant à un flux gaz et à un flux liquide correspondant au mélange (A) condensé ; et iii) une étape d'hydrogénation en phase liquide du mélange (A) condensé. Typiquement, l'étape d'oligomérisation, notamment de dimérisation, en phase gaz peut être réalisée au moyen de tout réacteur, généralement connu de l'homme du métier. Selon l'invention, l'(les) alcool(s) (Ai) utilisé(s) peut(vent) être anhydre(s) ou aqueux. Si l'(es) alcool(s) (Ai) utilisé(s) est(sont) aqueux, il(s) peut(vent) comprendre de 0,005 à 20% en poids d'eau par rapport au poids total d'alcool(s) (Ai). Selon un aspect de l'invention, l'étape i) d'oligomérisation, notamment de dimérisation, du procédé peut être effectuée en présence d'un catalyseur solide acido-basique. Préférentiellement, le catalyseur est de type phosphate d'alcalinoterreux. Plus particulièrement, le catalyseur est choisi parmi les catalyseurs de la famille des hydroxyapatites de calcium (HAP), de formule générale Caio_z(HPO4),(PO4)6_,(OH)2_, avec 0 Selon un mode de réalisation, lorsque le catalyseur est choisi parmi les hydroxyapatites de calcium, le ratio molaire (Ca+M)/P (avec Ca représentant le calcium, P le phosphore et M un métal) est compris de 1,5 à 2, de préférence de 1,5 à 1,8, et préférentiellement de 1,6 à 1,8. Selon l'invention, M peut représenter un métal ou un oxyde de métal, allant de 0 à 50% molaire de substitution du calcium, en particulier de 0 à 20% molaire, et peut être choisi parmi Li, Na, K, Rb, Cs, Sc, Y, Ti, V, Cr, Mn, Fe, Co, Ni, Cu, Zn, Zr, Nb, Mo, Ru, Rh, Pd, Ag, Hf, Ta, W, Re, Os, Ir, Pt, Au, La, Ce, Pr, Nd, Sm, Eu, Gd, Tb et Yb. Selon l'invention, l'étape i) du procédé peut être réalisée à une température comprise de 100°C à 500°C, de préférence de 200°C à 450°C, et préférentiellement de 300°C à 450°C. En particulier, la température est comprise de 350°C à 425°C, et plus particulièrement de 375°C à 425°C. Selon l'invention, l'étape i) peut être réalisée à une pression comprise de 0,3 à 6 bar absolu, et préférentiellement de 0,8 à 5 bar absolu. Dans l'étape i) du procédé de l'invention, un ou plusieurs alcools (Ai), notamment l'éthanol, peut(vent) être alimenté(s) en phase vapeur. Le débit d'alcool(s) (Ai) de ladite étape i) est compris de 1 à 10 g d'alcool (Ai), par heure et par g de catalyseur, de préférence de 1 à 8, préférentiellement de 1 à 6 et encore plus préférentiellement de 1 à 5. En particulier, le débit d'alcool(s) (Ai) est compris de 2 à 6 g d'alcool(s) (Ai) par heure et par g de catalyseur. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « productivité », la mesure de l'efficacité du procédé. La productivité selon l'invention correspond à la quantité d'un alcool (Aj), notamment du butanol, produite par heure, pour un gramme de catalyseur utilisé dans le procédé. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « rendement», le rapport exprimé en pourcentage, entre la quantité obtenue de produit et la quantité théorique désirée. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « sélectivité », le nombre de moles d'alcool (Ai), et notamment d'éthanol, transformées en produit désiré par rapport au nombre de moles d'alcool (Ai), transformées. Selon l'invention, l'étape i) en phase gaz (phase vapeur), peut conduire à un mélange (A) comprenant notamment de 1% à 30% en poids, de produits réductibles, considérés comme des intermédiaires de réaction. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « produit réductible », un composé qui peut être réduit au cours de l'étape d'hydrogénation iii), tel qu'un alcène, un alcyne, un aldéhyde ou une cétone. Selon l'invention, les produits réductibles peuvent être par exemple, l'acétaldéhyde, les crotonaldéhydes (cis et trans), les alcools crotyliques (cis et trans), le buten-1-ol, le butadiène, le butanal, les héxénols et l'hexanal. Selon l'invention, le mélange (A) est soumis à l'issue de l'étape i) et avant l'étape iii), à une étape de condensation du mélange (A) (étape ii) conduisant à un flux gazeux et à un mélange (A) condensé correspondant à un flux liquide. Cette étape permet d'effectuer la réaction d'hydrogénation en phase liquide. Selon un autre aspect de l'invention, le mélange (A) condensé peut être soumis à l'issue de l'étape ii) et avant l'étape iii), à une étape de séparation des flux liquide/gaz, afin d'éliminer le flux gaz. Selon l'invention, l'étape supplémentaire de séparation des flux liquide/gaz peut être réalisée sur le mélange (A) condensé, afin d'éliminer le flux gaz et les constituants légers non valorisables. Cette étape permet avantageusement de s'affranchir des gaz incondensables. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « gaz incondensable», un gaz qui ne peut pas être condensé en une phase liquide, à une température supérieure à 20°C à pression atmosphérique. Selon l'invention, les gaz incondensables peuvent être par exemple le monoxyde de carbone, le butène, l'éthylène, l'hexène, le butane, le dioxyde de carbone, l'hydrogène et l'éthane. Ainsi, le procédé selon l'invention permet avantageusement d'obtenir une meilleure durée de vie du catalyseur de la réaction d'hydrogénation. En effet, le procédé selon l'invention comprenant une étape ii) de condensation du mélange réactionnel (A) en sortie d'oligomérisation, notamment de dimérisation, (à l'issue de l'étape i) et de séparation des flux liquide/gaz, permet de séparer les gaz incondensables de la phase liquide à hydrogéner (étape iii). Or, ces gaz incondensables contiennent notamment des quantités non négligeables de monoxyde de carbone (CO), jusqu'à 130 ppm, qui est un poison des catalyseurs d'hydrogénation classiquement utilisés industriellement comme le nickel. Cette séparation permet également d'éviter le cokage du catalyseur d'hydrogénation souvent dû aux espèces incondensables carbonées du type éthane, éthylène, héxène, butane, butadiène. Certaines de ces espèces ont en effet tendance à polymériser. Cette séparation permet également une économie d'hydrogène puisque les espèces insaturées, butadiène, éthylène, héxène notamment présentent dans le flux gazeux ne sont pas hydrogénées. Selon un mode de réalisation, le mélange (A) obtenu à l'issue de l'étape i) est refroidi à une température comprise entre 0°C et 100°C, afin de condenser et séparer les différents constituants dudit mélange (A). Le refroidissement peut être réalisé en utilisant une technologie bien connue de l'homme du métier, tel qu'un échangeur de chaleur type tubes / calandre ou un échangeur à plaques. A l'issue de l'étape de condensation ii) du mélange (A), un flux vapeur (flux gaz) et un flux liquide (mélange (A) condensé) sont obtenus. Selon l'invention, le flux vapeur et le mélange (A) condensé peuvent être séparés dans un ou plusieurs séparateurs liquides vapeurs simples fonctionnant à des températures de plus en plus basses en incluant des échangeurs de chaleur, dans une colonne de distillation ou dans ces deux types d'équipements en série. A l'issue de l'étape de séparation, deux flux peuvent être obtenus, un flux gazeux contenant préférentiellement au moins un alcool (Ai), notamment de l'éthanol, et des gaz tels que l'hydrogène, l'éthane, l'éthylène ou le butène et, un flux liquide contenant le reste de d'alcool(s) (Ai) non converti , l'eau issue de la réaction ainsi que les alcools (Aj) valorisables. Selon l'invention, le procédé peut comprendre une étape de lavage du flux gazeux obtenu à l'issue de l'étape de séparation. L'étape de lavage peut être réalisée dans un absorbeur afin de récupérer l'(les) alcool(s) (Ai) contenu, notamment l'éthanol, ainsi que de l'acétaldéhyde entraîné dans le flux gazeux issu de l'étape de séparation. Selon un mode de réalisation, cette étape de lavage par absorption peut être réalisée dans une colonne de lavage fonctionnant à la température minimale possible, comprise de 0°C à 50°C, selon les sources froides disponibles, et à la même pression que l'étape i) (aux pertes de charge près). Elle peut être réalisée avec de l'eau exempte d'alcools (Ai), et notamment exempte d'éthanol, ou en utilisant des alcools (Aj) produits plus loin dans le procédé. Selon un autre mode de l'invention, le mélange (A) condensé, ayant éventuellement été soumis à une étape supplémentaire de séparation, est soumis à une étape iii) d'hydrogénation en phase liquide. De manière plus précise, le(s) alcool(s) (Ai), mis en oeuvre dans ladite étape i) du procédé selon l'invention, présent(s) dans ledit mélange (A) condensé et n'ayant pas réagi, par exemple l'éthanol, sont avantageusement séparés du(es) alcool(s) (Aj) également présent(s) dans ledit mélange (A) condensé par séparation liquide/liquide, préalablement à la mise en oeuvre de ladite étape iii). Selon ce mode de réalisation, ledit mélange (A) condensé est préférentiellement soumis à au moins une étape de distillation de manière à obtenir au moins un premier flux liquide comprenant, préférentiellement constitué, le(s) alcool(s) (Ai) n'ayant pas réagi au cours de la mise en oeuvre de ladite étape i) du procédé selon l'invention et un deuxième flux liquide comprenant, préférentiellement constitué, le(s) alcool(s) (Aj). Conformément audit mode de réalisation, le(s) alcool(s) (Ai) extrait(s) dudit mélange (A) condensé sont avantageusement directement valorisables, par exemple pour être introduit(s) dans des bases carburants. Selon un mode de réalisation, le mélange (A) condensé issu de l'étape ii) peut être ramené à une température inférieure à 165°C par une technologie bien connue de l'homme de l'art, tel qu'un échangeur de type tube calandre ou à plaques. Selon l'invention, l'étape d'hydrogénation en phase liquide est réalisée à une température inférieure ou égale à 165°C. En particulier, la température est comprise de 50°C à 165°C, de préférence de 60°C à 162°C, et préférentiellement de 80°C à 160°C. Selon l'invention, le mélange (A) condensé est ensuite mis en contact avec un débit d'hydrogène suffisant pour hydrogéner les produits réductibles. Selon l'invention, le débit d'hydrogène peut être compris de 0,48 à 240 L/galcool(M/gcatalyseur, 3 et de préférence de 1,5 à 48 L/g alcool(Ai) /gcatalyseur- Selon un mode de réalisation, l'étape d'hydrogénation en phase liquide est réalisée à une pression supérieure ou égale à 10 bar. En particulier, la pression est comprise de 10 à 50 bar, de préférence de 12 à 45 bar, et préférentiellement de 15 à 40 bar. Selon l'invention, l'étape d'hydrogénation en phase liquide peut être effectuée en présence d'un catalyseur métallique, choisi dans le groupe constitué de Fe, Ni, Co, Cu, Cr, W, Mo, Pd, Pt, Rh et Ru, ledit catalyseur pouvant être éventuellement supporté. A titre de support, on peut citer l'alumine, la célite, le dioxyde de zirconium, le dioxyde de titane ou la silice. De préférence, le catalyseur utilisé est choisi dans le groupe constitué de Ni, Co, Cu, Pd, Pt, Rh et Ru, éventuellement supporté. Le catalyseur peut être du type nickel de Raney. Selon l'invention, les métaux peuvent être utilisés seuls ou en mélange. Typiquement, l'étape d'hydrogénation en phase liquide peut être réalisée au moyen de tout réacteur, généralement connu de l'homme du métier. Selon un mode de réalisation, l'étape d'hydrogénation en phase liquide peut être réalisée dans un réacteur à lit fixe tubulaire ou multitubulaire, isotherme ou adiabatique, ou un réacteur échangeur enduit de catalyseur, ou un réacteur agité par un mobile auto- aspirant, ou un éjecteur type venturi ou tubulaire. Selon l'invention, le catalyseur utilisé dans l'étape iii) peut être immobilisé, sous forme de grains, d'extrudés ou sous forme de mousse métallique. Selon l'invention, le catalyseur utilisé dans l'étape iii) peut être sous forme de fines particules. Selon l'invention, deux équipements différents peuvent être envisagés pour réaliser l'étape d'hydrogénation : a) l'un dans lequel le catalyseur peut être immobilisé dans un réacteur sous forme de grains ou d'extrudés ou supporté sur une mousse métallique. Le réacteur associé à ce type de catalyseur est préférentiellement un lit fixe tubulaire ou multitubulaire, isotherme ou adiabatique, ou un réacteur échangeur enduit de catalyseur, opéré en mode ruisselant ou noyé ; b) l'autre dans lequel le catalyseur peut être sous forme de fines particules (de 5 à 100 prn de diamètre) en suspension dans la phase liquide. Le réacteur préféré pour ce type de catalyseur peut être choisi dans le groupe des réacteurs agités par un mobile auto aspirant ou un éjecteur type venturi ou tubulaire. Typiquement, dans ce type d'équipement, le catalyseur doit ensuite être séparé par une technologie adaptée type filtre tangentielle ou décanteur. Préférentiellement, l'étape d'hydrogénation en phase liquide est réalisée dans un équipement de type a) décrit ci-dessus. Selon l'invention, le mélange (M) obtenu à l'issue de l'étape d'hydrogénation est dépourvu des espèces intermédiaires obtenues à l'issue de l'étape i), tels que les alcoologènes, comme les alcools crotyliques (cis et trans), le butanal, le buten-1-ol, l'hexanal ou les crotonaldéhydes (cis et trans), les héxénols qui ont été réduits sous forme de produits valorisables. L'étape d'hydrogénation peut donc permettre une augmentation du rendement de la réaction en tous les différents alcools (Aj) générés. Selon l'invention, le mélange (M) obtenu est dépourvu d'espèces aldéhydiques, et notamment dépourvu d'acétaldéhyde, ce qui permet une meilleure stabilité dans le temps dudit mélange (M). Selon l'invention, le mélange (M) peut comprendre le reste d'alcool(s) (Ai) non converti(s), et notamment d'éthanol, de l'eau issue de la réaction et/ou provenant d'alcool(s) (Ai) neuf, et des alcools (Aj), notamment du butanol. Selon un mode de réalisation particulier, le mélange (M) obtenu selon le procédé peut comprendre au moins 5% (en poids par rapport au poids total du mélange (M)) de butanol, de préférence au moins 8%, et préférentiellement au moins 10% de butanol. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « alcool (Ai) neuf », l'alcool (Ai) utilisé comme réactif de départ dans la réaction d'oligomérisation. Selon l'invention, l'alcool (Ai) neuf diffère de l'alcool (Ai) de recyclage. Conformément au procédé selon l'invention, ledit mélange (M) comprend préférentiellement plusieurs alcools (Aj) dont la chaîne alkyle, linéaire ou ramifiée, comprend m atomes de carbone, avec m représentant un nombre entier égal à 2 ou compris de 2 à 20. De manière préférée, ledit mélange (M) comprend au moins du butanol (m = 4). Selon un autre aspect de l'invention, le mélange (M) comprend, outre du butanol, d'autres alcools (Aj), dont la chaîne alkyle, linéaire ou ramifiée, comprend m atomes de carbone, avec m représentant un nombre entier égal à 2 ou compris de 2 à 20. Plus particulièrement, le mélange (M) peut comprendre, outre le butanol, des alcools linéaires, tel que l'hexanol, l'octanol ou le décanol, ou des alcools ramifiés tels que l'éthy1- 2-butanol ou l'éthyl-2-hexanol. Selon un aspect de l'invention, le procédé peut comprendre, à l'issue de l'étape iii), des étapes successives de distillation pour séparer les différents alcools valorisables du mélange (M), ainsi que des étapes de recyclage d'alcool(s) (Ai), notamment de l'éthanol. Plus particulièrement, le mélange (M) contenant le reste d'alcool(s) (Ai) non converti, notamment de l'éthanol, l'eau issue de la réaction et/ou provenant d'alcool(s) (Ai) neuf(s), et les alcools valorisables, peuvent être séparés dans un ensemble de colonnes de distillation destinées à récupérer les alcools valorisables, éliminer l'eau issue de la réaction et l'eau issue d'alcool(s) (Ai) neuf(s) (dans le cas où l'(les) alcool(s) (Ai) utilisé(s) pour l'oligomérisation est(sont) aqueux) et recycler l'(les) alcool(s) (Ai) non converti(s) de la réaction, généralement sous leur forme azéotropique. Selon un mode de réalisation, le mélange (M) issu de l'hydrogénation sous pression peut être détendu à une pression permettant d'effectuer la séparation de l'azéotrope eau/alcool(s) (Ai) et des alcools valorisables. Dans le cadre de l'invention, et sauf mention contraire, on entend par « mélange (M) détendu », un mélange (M) qui a été détendu à l'issue de l'étape d'hydrogénation. Selon l'invention, le mélange (M) détendu issu de l'hydrogénation, peut être dirigé vers un ensemble de deux colonnes de distillation désignées Cl et C2, imbriquées pour obtenir trois flux : - Fl : l'azéotrope eau / alcool(s) (Ai), et notamment l'azéotrope eau/éthanol, qui est recyclé ; - F2 : l'eau issue d'alcool(s) (Ai) neuf(s) ainsi que l'eau issue de la réaction ; et - F3 : les alcools (Aj), notamment le butanol. Selon un mode de réalisation, les colonnes Cl et C2 peuvent être des colonnes à plateaux ou des colonnes à garnissage. La présence de l'azéotrope eau / alcool(s) (Ai), et notamment de l'azéotrope eau/éthanol, rend difficile l'élimination de l'eau de réaction. Pour faciliter cette séparation, le phénomène de démixtion des mélanges alcool(s) (Aj) / eau peut être utilisé. Lors de la distillation pour obtenir les alcools (Aj) (F3) en pied et l'azéotrope eau / alcool(s) (Ai) (FI) en tête, une démixtion peut se produire pour générer deux phases liquides en équilibre, une phase riche en alcool(s) (Aj) et une phase riche en eau. Ce phénomène peut être utilisé pour faciliter la séparation de divers constituants. L'alimentation peut être réalisée dans la colonne C1, à l'étage permettant d'optimiser les performances de l'ensemble. Selon l'invention, un décanteur peut être installé en partie basse de la colonne C1, en dessous du plateau d'alimentation qui sépare ces deux phases liquides, ou le décanteur peut être installé à l'intérieur ou à l'extérieur de la colonne C1. La phase organique, riche en alcool(s) (Aj) peut être recyclée comme reflux interne de la colonne Cl et permet d'obtenir le mélange d'alcools (Aj) en pied de cette colonne C1. La phase aqueuse peut sortir de la colonne Cl et être envoyée vers une colonne C2 qui peut être une colonne de séparation à reflux ou un simple stripeur. Cette colonne C2, peut être rebouillie et peut permettre d'obtenir en pied un flux d'eau exempt d'alcools (Ai) et (Aj), et notamment exempt d'éthanol et de butanol. Selon l'invention, le distillat de la colonne C2 peut être préférentiellement sous forme vapeur, cette colonne fonctionnant à la même pression que la colonne C1. La phase vapeur de cette colonne C2 peut être renvoyée vers la colonne C1, préférentiellement à l'étage au-dessus de l'étage du décanteur liquide / liquide. La tête de la colonne Cl est classique et peut comprendre un condenseur permettant d'obtenir le reflux nécessaire à la séparation. L'azéotrope eau / alcool(s) (Ai) (F1), et notamment l'azéotrope eau/éthanol, peut alors être obtenu en tête. Il peut être obtenu en phase vapeur ou en phase liquide. S'il est obtenu en phase vapeur, cela évite d'avoir à le vaporiser avant d'alimenter la réaction de synthèse, ce qui permet avantageusement de diminuer la consommation énergétique nécessaire. Selon l'invention, les alcools (Aj) (F3) sont obtenus en pied de la colonne C1. Ils peuvent être séparés par simple distillation dans une colonne supplémentaire C3 pour obtenir le butanol pur en tête et les autres alcools (Aj) différents du butanol en pied. Les différents alcools (Aj) peuvent ensuite être séparés par des distillations successives pour obtenir ces différents alcools dans l'ordre de leurs points d'ébullition. Selon un mode de réalisation, l'alcool (Ai) neuf, et notamment l'éthanol neuf, pur ou contenant de l'eau ainsi que l'alcool (Ai) de recyclage, et notamment l'éthanol de recyclage, s'il est liquide peuvent être vaporisés puis surchauffés jusqu'à la température de réaction avant d'entrer dans un réacteur où a lieu l'oligomérisation (réacteur d'oligomérisation). Si l'alcool (Ai) de recyclage, notamment l'éthanol de recyclage, est sous forme vapeur, l'alcool (Ai) neuf, et notamment l'éthanol neuf, peut être vaporisé puis surchauffé jusqu'à la température de réaction avant d'entrer dans le réacteur d'oligomérisation. Le procédé selon l'invention permet avantageusement une augmentation du rendement global de la réaction, une simplification de l'étape de séparation des alcools (Aj) formés et une stabilisation du milieu réactionnel. L'étape d'hydrogénation en phase liquide permet avantageusement une meilleure sélectivité qu'un procédé comprenant une étape d'hydrogénation en phase gazeuse. En effet, l'hydrogénation phase gaz des lots issus d'une oligomérisation, et notamment une dimérisation, de d'alcool(s) (Ai), et notamment d'éthanol, sur catalyseurs acido-basiques n'est pas complète, il subsiste notamment des aldéhydes comme l'acétaldéhyde, tel que cela a été observé dans la demande EP 2206763. Ceci est dû à un équilibre thermodynamique. Or, l'acétaldéhyde n'est pas un produit valorisable et engendre des problèmes de séparation. En effet, la séparation de l'éthanol et de l'acétaldéhyde est difficile, car il existe un azéotrope. Il a été constaté qu'en hydrogénant ces lots en phase liquide on obtient une réduction complète de toutes les espèces, dont l'acétaldéhyde qui forme de l'éthanol. Ainsi, le procédé selon l'invention permet de faciliter les séparations dans la mesure où le mélange comporte une espèce en moins à séparer et qu'il existe moins de binaires acétaldéhydes-alcools. L'éthanol formé à partir de l'acétaldéhyde selon l'invention peut ensuite être réinjecté dans le procédé. Ceci a pour effet de baisser la conversion de l'éthanol et ainsi d'augmenter les sélectivités et les rendements en alcools valorisables, et notamment en butanol. Ainsi, l'étape d'hydrogénation en phase liquide permet d'améliorer l'efficacité et la sélectivité globale du procédé. Par ailleurs, l'hydrogénation en phase liquide est intéressante car elle permet de stabiliser le mélange dans le temps, dû à l'absence des espèces aldéhydiques. L'étape d'hydrogénation en phase liquide est intéressante pour diminuer le dimensionnement du procédé. En effet, une hydrogénation en phase liquide permet d'utiliser des quantités d'hydrogène et de catalyseur moindres que pour une hydrogénation en phase gazeuse (dont un excès molaire de H2 est nécessaire), tout en conservant une efficacité élevée. Les exemples suivants illustrent l'invention, sans toutefois la limiter. Exemples Exemple 1 : Hydrogénation phase liquide avec catalyseur Ni (HTC) à 130°C A un réacteur (80cm de hauteur, diamètre 2,8cm) contenant 68g d'hydroxyapatite de calcium (ratio CaIP = 1,71) (fournisseur : Sangi), 3,1 ml/min d'éthanol à 99,8%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température de réaction était de 390°C et la pression de 1 bar absolu. Une phase liquide a été récupérée après condensation à 10°C du mélange en sortie de réacteur. L'hydrogénation a été réalisée sur un lot de 200g de la phase liquide précédemment récoltée dans un autoclave sous une pression de 30 bar d'hydrogène, à 130°C pendant 30 minutes avec 2g de catalyseur au nickel supporté sur alumine du fournisseur Johnson Matthey (Ni HTC 500, extrudés de 1,2mm contenant 21% en poids de nickel), activé selon les recommandations du fournisseur. Le mélange issu de cette étape d'hydrogénation a été injecté, après filtration, dans une chromatographie en phase gazeuse (GC Agilent HP6890N, colonne HP-innowax (PEG) 30mx0,25mmx0,25pm, détecteur FID, étalon interne cyclohexanol). La conversion de l'éthanol est de 31,2%. Les pourcentages poids des différents produits quantifiés sont comme suit : Butanol : 16% Ether diéthylique : 0,2% Ethyl-butanol : 1,4% Hexanol : 1,8% Ethyl-Hexanol : 0,3% Octanol : 0,25% Xylène : 0,08% Acétaldéhyde : 0% Alcool crotylique et isomères : 0% Hexen-1-ol :0% Butanal : 0% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0% Ainsi, un rendement en butanol de 19,6% et une productivité de 0,34g de butanol par heure et par g de catalyseur ont été obtenus. Aucune trace d'aldéhydes ou d'insaturations n'a été détectée, ce qui confirme que l'hydrogénation a été totale. Exemple 2 : hydrogénation phase liquide avec catalyseur Ni (HTC) en poudre à 120°C A un réacteur (80cm de hauteur, diamètre 2,8cm) contenant 68g d'hydroxyapatite de calcium (ratio CaIP = 1,71) (fournisseur : Sangi), 5,35 ml/min d'éthanol à 99,8%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température de réaction était de 400°C, la pression de 1 bar absolu. Une phase liquide a été récupérée après condensation à 10°C du mélange en sortie de réacteur. L'hydrogénation a été réalisée sur un lot de 200g de la phase liquide précédemment récoltée dans un autoclave sous une pression de 30 bar d'hydrogène, à 120°C pendant 30 minutes avec 2g de catalyseur au nickel supporté sur alumine broyé en poudre du fournisseur Johnson Matthey (Ni HTC 500, contenant 21% en poids de nickel), activé selon les recommandations du fournisseur. Le mélange issu de cette étape d'hydrogénation a été injecté, après filtration, dans une chromatographie en phase gazeuse (GC Agilent HP6890N, colonne HP-innowax (PEG) 30mx0,25mmx0,25pm, détecteur FID, étalon interne cyclohexanol). La conversion de l'éthanol est de 25,5%. Les pourcentages poids des différents produits sont comme suit : Butanol : 13,9% Ether diéthylique : 0,1% Ethyl-butanol : 1% Hexanol : 1,4% Ethyl-Hexanol : 0,2% Octanol : 0,17% Xylène : 0,06% Acétaldéhyde : 0% Alcool crotylique et isomères : 0% Hexen-1-ol :0% Butanal : 0% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0% Ainsi, un rendement en butanol de 17% et une productivité de 0,51g de butanol par heure et par g de catalyseur ont été obtenus. Aucune trace d'aldéhydes ou d'insaturations n'a été détectée, l'hydrogénation a été totale. De plus, il a été noté que 100% de la masse engagée a été récupérée, il n'y a donc pas eu crackage de la matière en CO et méthane. Exemple 3 : hydrogénation phase liquide avec catalyseur Ni (HTC) à 120°C, dimérisation issue d'un ratio CaIP différent A un réacteur (80cm de hauteur, diamètre 2,8cm) contenant 72g d'hydroxyapatite de calcium (ratio CaIP = 1,685) (fournisseur : Sangi), 5,65 ml/min d'éthanol à 95%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température de réaction était de 400°C, la pression de 1 bar absolu. Une phase liquide a été récupérée après condensation à 10°C du mélange en sortie de réacteur. L'hydrogénation a été réalisée sur un lot de 200g de la phase liquide précédemment récoltée dans un autoclave sous une pression de 30 bar d'hydrogène, à 120°C pendant 30 minutes avec 2g de catalyseur au nickel supporté sur alumine du fournisseur Johnson Matthey (Ni HTC 500, extrudés de 1,2mm contenant 21% en poids de nickel), activé selon les recommandations du fournisseur. Le mélange issu de cette étape d'hydrogénation a été injecté, après filtration, dans une chromatographie en phase gazeuse (GC Agilent HP6890N, colonne HP-innowax (PEG) 30mx0,25mmx0,25pm, détecteur FID, étalon interne cyclohexanol). La conversion de l'éthanol est de 20%. Les pourcentages poids des différents produits sont comme suit : Butanol : 10,4% Ether diéthylique : 0,1% Ethyl-butanol : 0,9% Hexanol : 1% Ethyl-Hexanol : 0,12% Octanol : 0,14% Xylène : 0,06% Acétaldéhyde : 0% Alcool crotylique et isomères : 0% Hexen-1-ol :0% Butanal : 0% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0% Ainsi, un rendement en butanol de 17% et une productivité de 0,51g de butanol par heure et par g de catalyseur ont été obtenus. Aucune trace d'aldéhydes ou d'insaturations n'a été détectée, l'hydrogénation a donc été totale. Exemple 4 : hydrogénation phase liquide avec catalyseur Co (HTC) à 130°C A un réacteur (80cm de hauteur, diamètre 2,8cm) contenant 68g d'hydroxyapatite de calcium (ratio CaIP = 1,71) (fournisseur : Sangi), 5,35 ml/min d'éthanol à 99,8%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température de réaction était de 400°C, la pression de 1 bar absolu. Une phase liquide après condensation à 10°C du mélange en sortie de réacteur. L'hydrogénation a été réalisée sur un lot de 200g de la phase liquide précédemment récoltée dans un autoclave sous une pression de 30 bar d'hydrogène, à 130°C pendant 30 minutes avec 2g de catalyseur au cobalt supporté sur alumine du fournisseur Johnson Matthey (Co HTC 2000, extrudés de 1,2mm contenant 15% en poids de cobalt), activé selon les recommandations du fournisseur. Le mélange issu de cette étape d'hydrogénation a été injecté, après filtration, dans une chromatographie en phase gazeuse (GC Agilent HP6890N, colonne HP-innowax (PEG) 30mx0,25mmx0,25pm, détecteur FID, étalon interne cyclohexanol). La conversion de l'éthanol est de 30,4%. Les pourcentages poids des différents produits sont comme suit : Butanol : 15% Ether diéthylique : 0,1% Ethyl-butanol : 1,25% Hexanol : 1,55% Ethyl-Hexanol : 0,28% Octanol : 0,2% Xylène : 0,06% Acétaldéhyde : 0% Alcool crotylique et isomères : 0% Hexen-1-ol :0% Butanal : 0% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0% Ainsi, un rendement en butanol de 18,4% et une productivité de 0,55g de butanol par heure et par g de catalyseur ont été obtenus. Aucune trace d'aldéhydes ou d'insaturations n'a été détectée, l'hydrogénation a donc été totale. Exemple 5 : hydrogénation phase liquide avec catalyseur Ni-3354E (BASF) en poudre à 120°C A un réacteur (80cm de hauteur, diamètre 2,8cm) contenant 68g d'hydroxyapatite de calcium (ratio Ca/P = 1,71) (fournisseur : Sangi), 5,35 ml/min d'éthanol à 99,8%pds (eau qsp 100) a été alimentée. La température de réaction était de 400°C, la pression de 1 bar absolu. Une phase liquide a été récupérée après condensation à 10°C du mélange en sortie de réacteur. L'hydrogénation a été réalisée sur un lot de 200g de la phase liquide précédemment récoltée dans un autoclave sous une pression de 30 bar d'hydrogène, à 120°C pendant 30 minutes avec 2g de catalyseur au nickel supporté sur silice broyé en poudre du fournisseur BASF (Ni-3354 E, contenant 60% en poids de nickel), activé selon les recommandations du fournisseur. Le mélange issu de cette étape d'hydrogénation a été injecté, après filtration, dans une chromatographie en phase gazeuse (GC Agilent HP6890N, colonne HP-innowax (PEG) 30mx0,25mmx0,25pm, détecteur FID, étalon interne cyclohexanol). La conversion de l'éthanol est de 25,9%. Les pourcentages poids des différents produits sont comme suit : Butanol : 13,9% Ether diéthylique : 0,1% Ethyl-butanol : 1% Hexanol : 1,4% Ethyl-Hexanol : 0,2% Octanol : 0,17% Xylène : 0,06% Acétaldéhyde : 0% Alcool crotylique et isomères : 0% Hexen-1-ol :0% Butanal : 0% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0% Ainsi, un rendement en butanol de 17% et une productivité de 0,51g de butanol par heure et par g de catalyseur ont été obtenus. Aucune trace d'aldéhydes ou d'insaturations n'a été détectée, l'hydrogénation a donc été totale. Il a été observé que 100% de la masse engagée a été récupérée, il n'y a donc pas eu crackage de la matière en CO et méthane. Exemple 6 : hydrogénation phase liquide avec catalyseur Ni (HTC) à 160°C A un réacteur (80cm de hauteur, diamètre 2,8cm) contenant 68g d'hydroxyapatite de calcium (ratio CaIP = 1,71) (fournisseur : Sangi), 3,1 ml/min d'éthanol à 99,8%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température de réaction était de 390°C, la pression de 1 bar absolu. Une phase liquide a été récupérée après condensation à 10°C du mélange en sortie de réacteur. L'hydrogénation a été réalisée sur un lot de 200g de la phase liquide précédemment récoltée dans un autoclave sous une pression de 30 bar d'hydrogène, à 160°C pendant 30 minutes avec 2g de catalyseur au nickel supporté sur alumine du fournisseur Johnson Matthey (Ni HTC 500, extrudés de 1,2mm contenant 21% en poids de nickel), activé selon les recommandations du fournisseur. Le mélange issu de cette étape d'hydrogénation a été injecté, après filtration, dans une chromatographie en phase gazeuse (GC Agilent HP6890N, colonne HP-innowax (PEG) 30mx0,25mmx0,25pm, détecteur FID, étalon interne cyclohexanol).35 La conversion de l'éthanol est de 30,8%. Les pourcentages poids des différents produits sont comme suit : Butanol : 16,2% Ether diéthylique : 0,2% Ethyl-butanol : 1,43% Hexanol : 1,87% Ethyl-Hexanol : 0,34% Octanol : 0,26% Xylène : 0,1% Acétaldéhyde : 0% Alcool crotylique et isomères : 0% Hexen-1-ol :0% Butanal : 0% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0% Ainsi, un rendement en butanol de 19,8% et une productivité de 0,34g de butanol par heure et par g de catalyseur ont été obtenus. Aucune trace d'aldéhydes ou d'insaturations n'a été détectée, l'hydrogénation a été totale. De plus, il a été observé que 100% de la masse engagée a été récupéré, donc il n'y a pas eu crackage de la matière en CO et méthane (perte de matière). Exemple 7 (exemple comparatif) : hydrogénation phase gaz Cet exemple correspond à des quantités identiques à l'exemple 6, mais avec un équipement d'hydrogénation différent, adapté pour des phases gazeuses. A un réacteur (80cm de hauteur, diamètre 2,8cm) contenant 68g d'hydroxyapatite de calcium (ratio CaIP = 1,71) (fournisseur : Sangi), 3,1 ml/min d'éthanol à 99,8%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température de réaction était de 390°C, la pression de 1 bar absolu. Une phase liquide a été récupérée après condensation à 10°C du mélange en sortie de réacteur. Sur un lot issu de cette dimérisation (378g) une hydrogénation en phase gaz a été effectuée avec 16,8 g de catalyseur 0,5% Pd/SiO2 (en poids) du fournisseur Calcicat (billes de 3 à 5 mm de diamètre) immobilisé dans un réacteur en verre (hauteur 20cm, diamètre 2,8cm) à 150°C avec un débit d'hydrogène de 50 ml/min sous pression atmosphérique et un débit de liquide à hydrogéner de 0,55 ml/min.35 La conversion de l'éthanol est de 34%. Les pourcentages poids des différents produits sont comme suit : Butanol : 15,43% Ether diéthylique : 0,08% Ethyl-butanol : 1,29% Hexanol : 1,77% Ethyl-Hexanol : 0,3% Octanol : 0,23% Xylène : 0,06% Acétaldéhyde : 0,84% (correspondant à 2,54% de sélectivité) Alcool crotylique et isomères : 0,05% Hexen-1-ol :0% Butanal : 0% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0% Ainsi, dans des conditions d'hydrogénation en phase gazeuse, il reste 0,84% poids d'acétaldéhyde après hydrogénation. Exemple 8 (exemple comparatif) : hydrogénation phase gaz avec un autre catalyseur et un débit différent A un réacteur (80cm de hauteur, diamètre 2,8cm) contenant 68g d'hydroxyapatite de calcium (ratio CaIP = 1,71) (fournisseur : Sangi), 3,1 ml/min d'éthanol à 99,8%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température de réaction était de 390°C, la pression de 1 bar absolu. Une phase liquide a été récupérée après condensation à 10°C du mélange en sortie de réacteur. Sur un lot issu de cette dimérisation (193g), une hydrogénation a été effectuée avec 14,4 g de catalyseur 13% (en poids) CuO/Si02 du fournisseur EvonikDegussa (billes de 3 à 5 mm de diamètre) immobilisé dans un réacteur en verre (hauteur 20cm, diamètre 2,8cm) à 150°C avec un débit d'hydrogène de 100 ml/min sous pression atmosphérique et un débit de liquide à hydrogéner de 0,55 ml/min. La conversion de l'éthanol est de 31,6%. Les pourcentages poids des différents produits sont comme suit : Butanol : 15,18% Ether diéthylique : 0,08% Ethyl-butanol : 1,74% Hexanol : 1,41% Ethyl-Hexanol : 0,3% Octanol : 0,15% Xylène : 0,06% Acétaldéhyde : 0,79% (2,57% de sélectivité) Alcool crotylique et isomères : 0,06% Hexen-1-ol :0% Butanal : 0% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0% Ainsi, dans des conditions d'hydrogénation en phase gazeuse, il reste 0,79% poids d'acétaldéhyde après hydrogénation. Au vu de l'exemple 7, il a été observé que même en changeant la nature du catalyseur et en augmentant le débit d'hydrogène, la présence d'acétaldéhyde reste problématique. Exemple 8 (exemple comparatif) : hydrogénation phase gaz à une haute température A un réacteur (80cm de hauteur, diamètre 2,8cm) contenant 68g d'hydroxyapatite de calcium (ratio CaIP = 1,71) (fournisseur : Sangi), 3,1 ml/min d'éthanol à 99,8%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température de réaction était de 390°C, la pression de 1 bar absolu. Une phase liquide a été récupérée après condensation à 10°C du mélange en sortie de réacteur. Sur un lot issu de cette dimérisation (193g), une hydrogénation a été effectuée avec 14,4 g de catalyseur 13% (en poids) CuO/Si02 du fournisseur EvonikDegussa (billes de 3 à 5 mm de diamètre) immobilisé dans un réacteur en verre à 180°C avec un débit d'hydrogène de 100 ml/min sous pression atmosphérique et un débit de liquide à hydrogéner de 0,55 ml/min. La conversion de l'éthanol est de 31,16%. Les pourcentages poids des différents produits sont comme suit : Butanol : 15,64% Ether diéthylique : 0,08% Ethyl-butanol : 1,42% Hexanol : 1,75% Ethyl-Hexanol : 0,3% Octanol : 0,22% Xylène : 0,06% Acétaldéhyde : 0,72% (2,4% de selectivité) Alcool crotylique et isomères : 0,06% Hexen-1-ol :0% Butanal : 0% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0% Ainsi, dans des conditions d'hydrogénation en phase gazeuse, il reste 0,79% poids d'acétaldéhyde après hydrogénation. Il a donc été observé que même en augmentant la température de la réaction d'hydrogénation en phase gaz, l'acétaldéhyde est présent et reste problématique. Des simulations ont été faites en utilisant le logiciel de simulation Aspen pour estimer dans ces conditions l'équilibre acétaldéhyde et hydrogène qui donne de l'éthanol. Avec les propriétés thermodynamiques présentes dans le simulateur, l'hydrogénation dans les conditions de débit, composition, pression et température ci-avant a conduit à une teneur en acétaldéhyde de 1,3 % poids dans le liquide recueilli pour une température de 150°C et un débit d'hydrogène de 50 ml/mn. Ce qui confirme, aux erreurs de calcul et de mesure prêt que l'hydrogénation de l'acétaldéhyde n'est pas totale en phase gaz. Exemple 9 : Mise en évidence de la formation de CO en sortie de dimérisation : A un réacteur (hauteur 12 cm, diamètre 1 cm) contenant 6g d'hydroxyapatite de calcium de ratio Ca/P=1,67 (fournisseur : Sangi), 0,47 ml/min d'éthanol à 95%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température était de 400°C, la pression de 1 bar absolu. Il a été observé une conversion en éthanol de 25,7% et les sélectivités suivantes : BuOH 45,3 Alcools crotyl igues 4,3 Butanal 1,2 Crotonaldéhyde 0,4 Ethane 0,1 C2H4 6,2 Butane 0,1 Cal-18 1,4 1,3-butadiène 10,1 Aromatiques 1,8 Autres 23,5 Acétaldéhyde 5,6 CO 0,1 Il convient de noter qu'une sélectivité de 0,1% (CO) correspond à 0,013% (en poids) soit 130 ppm de CO dans le flux à hydrogéner. Ce taux est largement suffisant pour désactiver très rapidement un catalyseur d'hydrogénation. Exemple 10 (exemple comparatif) : cracking lors d'une hydrogénation phase gaz A un réacteur (hauteur 12 cm, diamètre 1 cm) contenant 6g d'hydroxyapatite de calcium de ratio Ca/P=1,67 (fournisseur : Sangi), 0,47 ml/min d'éthanol à 95%pds (eau qsp 100) ont été alimentés. La température était de 400°C, la pression de 1 bar absolu. Cette dimérisation a été suivie d'une hydrogénation avec 7,7g d'un catalyseur commercial Ni HTC (extrudés) de chez Johnson Matthey à 150°C sous pression atmosphérique avec un débit d'hydrogène de 33m1/min. Il a été observé une conversion en éthanol de 24,6% et les sélectivités suivantes : BuOH 50 Alcools crotyliques 0 Butanal 0,7 Crotonaldéhyde 0 Ethane 5,3 C2H4 0 Butane 6,6 C4H8 2,2 1,3-butadiène 0 Aromatiques 0 Autres 23,1 Acétaldéhyde 4,5 CH4 2,8 CO 2,6 Les sélectivités du tableau ci-dessus suivants : correspondent aux pourcentages (en poids) Butanol : 12% Ether diéthylique : 0,3% Ethyl-butanol : 1% Hexanol : 1,2% Ethyl-Hexanol : 0,2% Octanol : 0,1% Xylène : 0,2% Acétaldéhyde : 1,4% Alcool crotylique et isomères : 0% Hexen-1-ol : 0% Butanal : 0,2% Crotonaldehyde : 0% Hexanal : 0,1% Il a donc été observé la formation de CO et de méthane marqueurs de la perte de matière à l'hydrogénation en phase gaz. Ces produits sont difficilement séparables et donc non valorisables. Cette hydrogénation a été réalisée avec le même catalyseur que l'exemple 1 (phase liquide) mais en phase gaz cette fois. Il a été observé que l'acétaldéhyde (et d'autres aldéhydes) est toujours présent en fin d'hydrogénation, lors d'une hydrogénation en phase gaz. En revanche, lors de l'hydrogénation en phase liquide (exemple 1), aucune trace d'acétaldéhyde n'a été observée (ni d'autres aldéhydes). Ceci montre bien l'avantage de travailler en phase liquide.15