Brevet FR3012467A1 — publié le 20150501

PROCEDE OPTIMISE DE CONVERSION DE LA BIOMASSE POUR LA FABRICATION DE BASES PÉTROCHIMIQUES Domaine de l'invention La présente invention concerne un procédé de production de bases pétrochimiques et de préférence de composés oléfiniques ayant un nombre d'atome de carbone compris entre 2 et 6, en particulier d'éthylène, de propylène et de butadiène, et de composés aromatiques à partir de liquides issus de la biomasse et en particulier à partir de biomasse liquéfiée issue de la pyrolyse de la biomasse, également appelée bio-huile. De manière plus spécifique, l'invention concerne un procédé de conversion de bio-huile en un effluent comprenant au moins des composés oléfiniques ayant un nombre d'atome de carbone compris entre 2 et 6 comprenant une étape d'hydroreformage, suivie d'une étape d'hydrocraquage en lit fixe de sévérité adaptée pour maximiser la production d'une coupe naphta et d'une étape de vapocraquage de ladite coupe naphta pour produire lesdits composés oléfiniques ayant un nombre d'atome de carbone compris entre 2 et 6 et lesdits composés aromatiques (BTX), en mélange avec de l'hydrogène. Lesdits composés aromatiques, sont de préférence des composés aromatiques en C6-C8, et de manière préférée le benzène, le toluène et les xylènes/éthylbenzène, appelé BTX. État de la technique Le contexte international actuel est d'abord marqué par une volonté de réduire la dépendance vis à vis des matières premières d'origine fossile et ensuite par l'importance des problématiques liées au réchauffement planétaire et l'émission de gaz à effet de serre. Dans ce contexte, la recherche de nouvelles charges issues de sources non fossiles constitue un enjeu d'une importance croissante. Parmi ces charges, on peut citer par exemple la biomasse. Compte tenu des réserves abondantes et renouvelables de biomasse, une alternative attractive pour la production d'intermédiaires en pétrochimie est l'utilisation de liquides issus de la biomasse, généralement également appelée bio-huile ou encore biobrut (biocrude). On appelle bio-huiles, les produits liquides obtenus par liquéfaction thermochimique de biomasse cellulosique. Le procédé de liquéfaction thermochimique de biomasse peut par exemple être effectué en présence ou non de catalyseur, en présence d'un gaz inerte ou d'un gaz contenant de l'hydrogène et de l'eau. Les procédés thermochimiques convertissent généralement la biomasse en produits liquides, gazeux et solides. Parmi ces procédés, ceux dits de pyrolyse rapide tendent à maximiser le rendement en liquide. Lors d'une pyrolyse rapide, la température de la biomasse, éventuellement divisée, est rapidement élevée à des valeurs supérieures à environ 300°C et de préférence comprise entre 450 et 600°C et de manière préférée entre 450 et 550°C et les produits liquides sont condensés sous forme de bio-huile. Ringer et al. (Large-Scale Pyrolysis Oit Production: A Technology Assessment and Economic Analysis, M. Ringer, V. Putsche, and J. Scahill, NREL Technical Report NREL/TP-510-37779, Novembre 2006) ont étudié les différentes technologies mises en oeuvre pour la pyrolyse rapide de biomasse à grande échelle. Elles comprennent des lits fluidisés bouillonnants, des lits fluidisés circulants, des réacteurs de pyrolyse ablative, de pyrolyse sous vide et de pyrolyse à cône rotatif. Les bio-huiles et en particulier les bio-huiles issues de la pyrolyse rapide de la biomasse sont des mélanges complexes de produits hydrocarbonés polaires fortement oxygénés obtenus à partir de la rupture de biopolymères, et présentant des propriétés physiques et chimiques limitant leur utilisation directe. Les bio-huiles de pyrolyse présentent des propriétés indésirables telles que : (1) la corrosivité due à leur forte teneur en eau et en acides organiques; (2) un pouvoir calorifique spécifique faible du fait de la teneur élevée en oxygène, typiquement de l'ordre de 40 % poids ; (3) l'instabilité chimique, au stockage comme en thermique, due à l'abondance de groupes fonctionnels oxygénés réactifs tels que le groupe carbonyle, qui peut entraîner une polymérisation en cours de stockage et par la suite une séparation de phases ; (4) une viscosité et une tendance à la séparation de phases relativement élevées dans des conditions de cisaillement élevé, dans un injecteur par exemple ; (5) des particules solides de charbon issues de la pyrolyse, qui seront toujours présentes dans les bio-huiles non filtrées en faible quantité telle que le ratio bio-huile/particules de charbon est supérieur à 10:1 et de préférence supérieur à 50:1. Cependant, lesdites particules peuvent provoquer le bouchage de moteurs à combustion interne stationnaire ou en empoisonner des catalyseurs de post-traitement. Tous ces aspects se combinent pour rendre la manipulation, le transport, le stockage et la mise en oeuvre des bio-huiles difficiles et coûteux, rendant ainsi leur intégration dans les systèmes et les technologies actuels de production de chaleur et d'énergie très problématique. Au cours des vingt dernières années, l'approche consistant à effectuer un hydrotraitement direct de la bio-huile en vue de la convertir en hydrocarbures ou en liquides oxygénés stables a fait l'objet d'études intensives. Elliott a publié une étude détaillée de ces nombreux développements historiques, y compris le travail réalisé avec des composés modèles connus pour être présents dans les bio-huiles (Historical Developments in Hydroprocessing Bio0ils, D. C. Elliott, Energy & Fuels 2007, 21, 17921815). La présente invention vise à produire des bases pétrochimiques et de préférence des composés oléfiniques ayant un nombre d'atome de carbone compris entre 2 et 6, en particulier de l'éthylène, du propylène et du butadiène, et des composés aromatiques (BTX), à partir d'une charge liquide comprenant au moins une bio-huile en utilisant un procédé comprenant une étape d'hydroréformage, suivie d'une étape d'hydrotraitement permettant d'obtenir un effluent liquide organique totalement désoxygéné, puis d'une étape d'hydrocraquage permettant de maximiser la production d'une coupe naphta suivie d'une étape de vapocraquage de ladite coupe naphta obtenue pour produire lesdits composés oléfiniques ayant un nombre d'atome de carbone compris entre 2 et 6 et lesdits composés aromatiques (BTX) en mélange avec de l'hydrogène. Résumé de l'invention La présente invention concerne un procédé de production de composés oléfiniques ayant un nombre d'atome de carbone compris entre 2 et 6, en particulier de composés oléfiniques comprenant au moins de l'éthylène, du propylène et du butadiène, et de composés aromatiques (BTX), à partir d'une charge liquide comprenant au moins une bio-huile, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes : l'introduction de ladite charge dans une première étape d'hydroreformage en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydroreformage comprenant au moins un métal de transition choisi parmi les éléments des groupes 3 à 12 de la classification périodique et au moins un support choisi parmi les charbons actifs, les carbures de silicium, les silices, les alumines de transition, les silices alumine, l'oxyde de zirconium, l'oxyde de cérium, l'oxyde de titane et les aluminates de métaux de transition, pris seul ou en mélange, pour obtenir au moins un effluent liquide comprenant au moins une phase aqueuse et au moins une phase organique, ladite première étape d'hydroreformage opérant à une température comprise entre 200 et 380°C, à une pression absolue comprise entre 3 et 30 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 5h-1, le traitement dans une deuxième étape d'hydrotraitement d'au moins une partie de la phase organique de l'effluent issu de la première étape d'hydroreformage en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur contenant un catalyseur d'hydrotraitement, opérant à une température comprise entre 250 et 400°C, à une pression comprise entre 2 MPa et 25 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 1-1-1 et 20 1-1-1 et avec une quantité totale d'hydrogène mélangé à la charge telle que le rapport volumique hydrogène/hydrocarbure est compris entre 100 et 3000 Nm3/m3, le traitement dans une troisième étape d'hydrocraquage d'au moins une partie de l'effluent issu de la deuxième étape d'hydrotraitement, en présence d'hydrogène, dans au moins un réacteur contenant un catalyseur d'hydrocraquage, opérant à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 20 h-1, et avec une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures est compris entre 80 et 5000 Nm3/m3, dans laquelle au moins une partie de la fraction ayant un point d'ébullition initial compris entre 120°C et 200°C, séparée à l'issue de ladite troisième étape d'hydrocraquage est recyclée dans ladite troisième étape d'hydrocraquage, une séparation de l'effluent obtenu à l'issue de la troisième étape d'hydrocraquage en au moins une fraction contenant du naphta et une fraction ayant un point d'ébullition initial compris entre 120°C et 200°C, l'introduction d'au moins une partie de la fraction contenant du naphta issue de l'étape de séparation dans une quatrième étape de vapocraquage pour produire un effluent comprenant au moins des composés oléfiniques ayant de 2 à 6 atomes de carbones, des composés aromatiques (BTX) et de l'hydrogène, ladite étape de vapocraquage opérant à une température comprise entre 700 et 900°C en présence de vapeur d'eau injectée dans un rapport pondéral par rapport à la fraction contenant le naphta entrant dans ladite étape compris entre 0,2 et 2. Un avantage de la présente invention est de fournir un procédé, à partir d'une charge liquide comprenant au moins une bio-huile, comprenant une étape d'hydroréformage suivie d'une étape d'hydrotraitement puis d'hydrocraquage permettait d'obtenir, après séparation, une fraction naphta particulièrement bien adaptée à son utilisation dans une étape de vapocraquage pour la production de composés oléfiniques, et aromatiques (BTX) du fait de sa très faible quantité d'impuretés. L'étape d'hydroréformage permet d'obtenir dans un premier temps un effluent liquide comprenant au moins une phase aqueuse et au moins une phase organique contenant encore des quantités importantes d'impuretés : hétéroélements en soufre, azote et oxygène ainsi qu'en oléfines et polyaromatiques. Avant d'envoyer la fraction légère (naphta) de ladite phase organique dans l'étape de vapocraquage, il est ainsi nécessaire d'effectuer une étape d'hydrotraitement permettant l'élimination des impuretés azotés, oxygénées et soufrés puis une étape d'hydrocraquage sévère avec recyclage de la fraction distillant au delà de 160°C pour maximiser ledit naphta. Cette étape d'hydrocraquage permet ainsi d'obtenir par craquage une fraction naphta importante De même, la sévérité de l'étape d'hydrocraquage permet d'augmenter le rendement en fraction naphta et donc d'augmenter in fine le rendement en composés oléfiniques et aromatiques produit lors de l'étape de vapocraquage et de préférence en composés oléfiniques comprenant au moins de l'éthylène, du propylène et du butadiène et en composés aromatiques (BTX). Description détaillée de l'invention. Conformément à l'invention, la charge comprenant au moins une bio-huile traitée dans le procédé selon l'invention est une charge liquide. La bio-huile de la charge traitée dans le procédé selon l'invention peut avantageusement être une bio- huile prétraitée ou non prétraitée. De préférence, la bio-huile de la charge traitée dans le procédé selon l'invention est non prétraitée c'est-à-dire que ladite bio-huile n'a subi aucune étape de prétraitement autre que la pyrolyse. En particulier, ladite bio-huile n'a subit aucune étape de prétraitement destinée à diminuer sa teneur en métaux, sa teneur en solides, sa teneur en eau ou sa teneur en acide. Dans toute la suite du texte, on entend par charge liquide, une charge comprenant moins de 2% poids et de préférence mois de 1% poids par rapport à la bio-huile, de particules solides dispersée dans un liquide. Ceci correspond à un rapport bio-huile/particules solides supérieur à 50:1 et de préférence supérieur à 100:1. Ladite charge n'est donc pas une suspension. Une bio-huile est un mélange complexe de composés oxygénés, obtenus à partir de la rupture de biopolymères présents dans la biomasse d'origine. Dans le cas de la biomasse lignocellulosique, les structures issues de ces trois principaux composants, la cellulose, l'hémicellulose et la lignine, sont bien représentées par les composants de la bio-huile. En particulier, une bio-huile est un produit hydrocarboné polaire fortement oxygéné qui comporte généralement au moins 10 % poids d'oxygène, de préférence de 10 à 60 % poids d'oxygène par rapport à la masse totale de ladite bio-huile. En général, les composés oxygénés sont des alcools, des aldéhydes, des esters, des éthers, des acides organiques et des composés oxygénés aromatiques. Dans le cas où la bio-huile est issues de la pyrolyse rapide, une partie de l'oxygène est présente sous forme d'eau libre représentant au moins 5% poids, de préférence au moins 10 % poids et de manière préférée au moins 20 % poids de la bio-huile. Ces propriétés rendent la bio-huile totalement immiscible avec les hydrocarbures, même avec les hydrocarbures aromatiques qui contiennent généralement très peu ou pas d'oxygène. Les bio-huiles sont avantageusement issues de la biomasse de préférence choisies parmi les plantes, les herbes, les arbres, les copeaux de bois, les graines, les fibres, les enveloppes de graines, les plantes aquatiques, le foin et les autres sources de matériaux lignocellulosiques, tels que par exemple ceux provenant de déchets municipaux, de déchets agro-alimentaires, de déchets forestiers, de résidus d'abattage, de déchets agricoles et industriels (tels que par exemple les bagasses de canne à sucre, les déchets issus de la culture de palmier à huile, les sciures ou les pailles). Les bio-huiles peuvent également provenir de pâte à papier et de sous-produits du papier recyclé ou non ou de sous produits issus de papeteries. Les bio-huiles sont avantageusement obtenues par liquéfaction thermochimique de la biomasse, de préférence par pyrolyse, et de manière préférée, par pyrolyse rapide, lente avec ou sans catalyseur (en présence de catalyseur, on parle alors de pyrolyse catalytique). La pyrolyse est une décomposition thermique en l'absence d'oxygène, avec craquage thermique des charges en gaz, liquide et solide. Un catalyseur peut avantageusement être ajouté pour renforcer la conversion au cours de la pyrolyse dite catalytique. La pyrolyse catalytique donne généralement une bio-huile présentant une teneur en oxygène inférieure à celle de la bio-huile obtenue par décomposition thermique, mais le rendement en bio-huile est généralement plus faible. La sélectivité entre le gaz, le liquide et le solide est en rapport avec la température de réaction et le temps de séjour de la vapeur. Les procédés de pyrolyse de la biomasse, notamment la pyrolyse rapide, sont bien décrits dans la littérature tel que par exemple dans A.V. Bridgewater, H. Hofbauer and S. van Loo, Thermal Biomass Conversion, CPL Press, 2009, 37-78. La pyrolyse lente est avantageusement réalisée à une température comprise entre 350 et 450°C et de préférence de l'ordre de 400°C et avec un temps de séjour long compris entre quelques minutes et quelques heures qui favorise la production d'un produit solide également appelé produit de carbonisation ou charbon de bois. En particulier, la pyrolyse lente permet généralement la production de 35 % poids de gaz, 30 % poids de liquide et 35 % poids de produit de carbonisation. Les procédés de gazéification opérant à des températures très élevées, de préférence supérieures à 800°C, favorisent la production de gaz, et en particulier de plus de 85 `)/0 poids de gaz. La pyrolyse intermédiaire est avantageusement réalisée à une température généralement comprise entre 450 et 550°C et avec un temps de séjour de la vapeur court, de préférence compris entre 10 et 20 secondes qui favorise le rendement en liquide. En particulier, la pyrolyse intermédiaire permet généralement la production de 30 `)/0 poids de gaz, 50 `)/0 poids de liquide et 20 `)/0 poids de produit de carbonisation. La pyrolyse rapide est avantageusement réalisée à une température généralement comprise entre 450 et 550°C et avec un temps de séjour de la vapeur très court, de préférence compris entre 0,5 et 2 secondes qui maximise le rendement en liquide : en particulier, la pyrolyse rapide permet généralement la production de 10-20 % poids de gaz, 60-75 % poids de liquide et 10-20 % poids de produit de carbonisation. Les rendements en liquides les plus élevés sont donc obtenus dans le cadre des procédés de pyrolyse rapide de bois, avec un rendement en liquides pouvant atteindre jusqu'à 75 % poids. Une partie de l'oxygène est présente sous forme d'eau libre représentant au moins 5% poids, de préférence au moins 10 % poids et de manière préférée au moins 20 % poids de la biohuile. De préférence, les bio-huiles mises en oeuvre dans le procédé selon la présente invention sont obtenues par pyrolyse rapide de la biomasse. Les bio-huiles peuvent également avantageusement être obtenues par liquéfaction thermochimique de la biomasse au sens large, par exemple avec ou sans hydrogène, avec ou sans catalyseur ou encore avec ou sans eau, telle que par exemple l'hydropyrolyse, la pyrolyse catalytique ou la conversion hydrothermale de la biomasse. La charge liquide traitée dans le procédé selon l'invention comprend de préférence une teneur en bio- huile comprise entre 10 et 100% poids par rapport à la masse totale de ladite charge. La charge liquide comprenant au moins une bio-huile utilisée dans le procédé selon l'invention peut également avantageusement contenir d'autres charges liquides issues de la biomasse, lesdites charges liquides étant avantageusement choisies parmi les huiles végétales, les huiles d'algues ou algales, les huiles de poissons, les graisses d'origine végétale ou animale, et les alcools issus de la fermentation des sucres de la biomasse, ou des mélanges de telles charges, prétraitées ou non. Les huiles végétales ou les huiles dérivées de graisses animales comportent essentiellement des structures chimiques de type triglycérides que l'homme du métier connait également sous l'appellation tri-ester d'acides gras ainsi que des acides gras libres, dont les chaînes grasses contiennent un nombre d'atomes de carbone compris entre 9 et 25. Lesdites huiles végétales peuvent avantageusement être brutes ou raffinées, totalement ou en partie, et issues des végétaux choisis parmi le colza, le tournesol, le soja, le palmier, l'olive, la noix de coco, le coprah, le ricin, le coton, les huiles d'arachides, de lin et de crambe et toutes les huiles issues par exemple du tournesol ou du colza par modification génétique ou hybridation, cette liste n'étant pas limitative. Lesdites graisses animales sont avantageusement choisies parmi les graisses composées de résidus de l'industrie alimentaire ou issus des industries de la restauration. Les huiles de fritures, les huiles animales variées comme les huiles de poisson, le suif, le saindoux peuvent également être utilisées. Ladite charge liquide comprenant au moins une bio-huile peut également avantageusement être traitée en mélange avec au moins une charge liquide hydrocarbonée dérivée du pétrole et/ou du charbon. La charge hydrocarbonée liquide dérivée du pétrole peut avantageusement être choisie parmi les distillats de distillation directe sous vide, les distillats sous vide provenant d'un procédé de conversion, tels que ceux issus de procédés de cokéfaction, d'hydroconversion en lit fixe ou d'hydrotraitement de fractions lourdes en lit bouillonnant, les produits issus d'unités de craquage catalytique fluide, tels que par exemple le gasoil léger de craquage catalytique (LCO) de différentes origines, le gasoil lourd de craquage catalytique (HCO) de différentes origines et toute fraction de distillat de craquage catalytique fluide présentant généralement un intervalle de distillation d'environ 150°C à environ 370°C, les extraits aromatiques et les paraffines obtenus lors de la préparation d'huiles lubrifiantes et les huiles désasphaltées au solvant, seule ou en mélange. La charge hydrocarbonée liquide dérivée du charbon peut avantageusement être choisie parmi les produits issus de la liquéfaction du charbon et les fractions aromatiques provenant de la pyrolyse ou de la gazéification de charbon et des huiles de schistes ou des produits dérivés des huiles de schistes, seule ou en mélange, prétraitées ou non. Dans la mesure où l'hydrogène est produit en interne lors de l'étape d'hydroreformage de la charge liquide comprenant au moins une bio-huile, la consommation d'hydrogène pour le co-traitement en mélange avec les charges hydrocarbonées dérivées du pétrole et/ou du charbon est réduite. De préférence, ladite charge liquide comprenant au moins une bio-huile peut avantageusement être un mélange de l'une des quelconques charges citées ci-avant, lesdites charges pouvant elles, être prétraitées ou non. Dans une variante préférée, ladite charge liquide traitée dans le procédé selon l'invention est entièrement constituée de bio-huile. Hydroreformage Conformément à l'invention, ladite charge liquide comprenant au moins une bio-huile, éventuellement au moins une charge hydrocarbonée liquide dérivée du pétrole et/ou du charbon, éventuellement d'autres charges liquides issues de la biomasse, éventuellement en mélange avec au moins une partie de la phase organique de l'effluent issu de l'étape d'hydroréformage qui est recyclée, est introduite dans ladite première étape d'hydroreformage. La réaction est désignée ici sous le terme d' « hydroreformage » puisqu'elle amène un changement caractéristique dans la distribution des poids moléculaires de la charge comprenant au moins une bio- huile. De préférence, l'étape d'hydroreformage est une étape de type hydrotraitement/hydro conversion dans laquelle la charge liquide comprenant au moins la bio-huile et de préférence dans laquelle la bio-huile est partiellement désoxygénée et partiellement hydroconvertie. Ladite étape d'hydroréformage est réalisée avec une production partielle d'hydrogène interne à la réaction. De manière préférée, ladite étape d'hydroreformage est une étape de désoxygénation partielle et d'hydroconversion partielle. On entend par désoxygénation partielle et hydroconversion partielle une réaction dans laquelle la teneur en oxygène dans la phase organique est réduite à une teneur comprise entre 5 et 25% poids et permettant d'obtenir moins de 20% poids d'une fraction bouillant à une température supérieure à 600°C. Au cours de ladite première étape d'hydroreformage, la bio-huile est transformée en vue de stabiliser le produit, de le rendre miscible avec les hydrocarbures, d'entraîner une séparation facile de phase de l'eau dans la bio-huile, d'abaisser sa viscosité, d'abaisser sa corrosivité, de convertir notablement les fractions de haut poids moléculaires en molécules plus petites et d'abaisser sa teneur en oxygène. Le produit de l'étape d'hydroreformage Conformément à l'invention, ladite première étape d'hydroreformage permet l'obtention d'au moins un effluent liquide comprenant au moins une phase aqueuse et au moins une phase organique. Une phase gazeuse est également avantageusement obtenue. Ladite phase gazeuse contenant majoritairement du CO2, du CO, et des gaz légers en C1-C4 tel que par exemple du méthane. Ladite phase gazeuse peut avantageusement être séparée desdites phases aqueuse et organique dans tout séparateur connu de l'homme du métier. Ladite phase aqueuse et ladite phase organique sont avantageusement séparée par décantation. L'analyse de l'effluent liquide ne montre aucun signe de polymérisation. Ladite phase aqueuse comprend de l'eau et peut également comprendre des matières organiques, principalement de l'acide acétique et du méthanol (cas de bio-huile de pyrolyse rapide), dissoutes dans ladite phase aqueuse. La phase aqueuse contient essentiellement de l'eau formée par hydro- désoxygénation et de l'eau contenue dans la bio-huile non prétraitée qui n'a pas été convertie et en général moins d'environ 20 % poids de matières organiques dissoutes. Pour les bio-huiles de pyrolyse, la phase aqueuse séparée au cours de la première étape de reformage contient typiquement environ 10 % poids d'acide acétique et une proportion plus faible de méthanol. De préférence, l'acide acétique et le méthanol sont récupérés dans la phase aqueuse car ils constituent des sous-produits valorisables. L'acide acétique peut avantageusement être récupéré par différents moyens connus tels que la distillation ou l'évaporation, la cristallisation sous forme de sel, d'une terre alcaline par exemple, ou par extraction au solvant, au moyen d'échangeurs d'ions liquides par exemple. Du fait de son point d'ébullition bas et de l'absence de formation d'azéotropes avec l'eau, le méthanol est simplement récupéré par distillation. De préférence, l'acide acétique et le méthanol pris ensemble comprennent au moins 80 % poids des composants organiques dans la phase aqueuse. La phase organique contient de la bio-huile partiellement désoxygénée et des hydrocarbures. On entend par bio-huile partiellement désoxygénée, une bio-huile contenant moins de 25 % poids d'oxygène et de préférence moins de 15 % poids d'oxygène par rapport à la masse totale de ladite phase organique. La phase organique comprend donc moins de 25 % poids d'oxygène, de préférence moins de 15 % poids d'oxygène, de manière préférée moins de 10% poids d'oxygène par rapport à la masse totale de ladite phase organique. Ainsi, ladite phase organique est désoxygénée à un degré suffisant pour la rendre miscible avec des charges hydrocarbonées comme celle utilisées en raffinerie de pétrole à des concentrations élevées. En général, ladite phase organique peut se mélanger librement avec la plupart des produits hydrocarbonés à des concentrations pouvant atteindre au moins 30% poids. Par ailleurs, dans la mesure où la teneur en oxygène est sensiblement réduite et que la bio-huile est déjà partiellement convertie, les besoins en hydrogène lors d'étapes ultérieures en raffinerie sont fortement minimisés. De plus, ladite phase organique est stabilisée de manière à pouvoir être traitée ultérieurement en raffinerie sans risque de formation de solides par polymérisation ou polycondensation. La phase organique contient de préférence moins de 25% poids d'oxygène et de préférence moins de 15 % poids d'oxygène et moins de 5 % poids d'eau, de préférence moins de 2 % poids d'eau par rapport à la masse totale de ladite phase organique. La consommation d'hydrogène au cours de ladite première étape d'hydroreformage est de préférence inférieure à environ 2 % poids de la bio-huile. De préférence, l'indice d'acide total (TAN) est inférieur à environ 100 KOH/g d'huile. L'indice d'acide total est exprimé en mg KOH/g d'huile. C'est la quantité d'hydroxyde de potassium en milligrammes nécessaire pour neutraliser les acides dans un gramme d'huile. Il existe des méthodes standard pour déterminer l'indice d'acide, telles que les méthodes ASTM D 974 et DIN 51558 (pour huiles minérales, biodiesels), ou des méthodes spécifiques aux biodiesels utilisant la norme européenne EN 14104 et ASTM D664, largement utilisées à l'échelle mondiale. Le pouvoir calorifique supérieur (PCS) est supérieur à environ 35 MJ/kg dans la phase organique issue de ladite première étape d'hydroreformage. Typiquement, lors de la première étape d'hydroreformage, les rendements en phase organique par rapport à la biomasse sèche c'est-à-dire comprenant 0% d'humidité, introduite dans l'étape de pyrolyse, est compris entre 15 et 45 % poids, et de préférence entre 15 et 40 % poids. Les rendements en phase aqueuse par rapport à la biomasse sèche sont compris entre 10 et 50 % poids, et de préférence entre 10 et 40 % poids. Les rendements en phase gazeuse par rapport à la biomasse sèche sont compris entre 5 et 30 % poids. La conversion de la fraction organique de la biohuile en bio-huile partiellement désoxygénée représente au moins 70 % poids. Selon une variante, au moins une partie de la phase organique de l'effluent issu de la première étape d'hydroreformage est recyclée dans ladite première étape d'hydroreformage. De préférence le taux de recycle égal au rapport du débit massique de ladite phase organique sur le débit massique de la biohuile non prétraitée est compris entre 0,05 et 10, de manière préférée, entre 0,05 et 5 et de manière très préférée, entre 0,05 et 1. Les taux de recycle utilisés permettent d'avoir globalement une charge suffisamment stable thermiquement pour pouvoir être introduite dans le four de préchauffe ainsi que dans le réacteur d'hydrorefomage sans risque de colmatage, de faciliter les réactions de conversion et de désoxygénation de la bio-huile sur le catalyseur, d'améliorer la dissolution de l'hydrogène gazeux dans la phase organique recyclée issue de la première étape d'hydroréformage et de mieux gérer l'exothermicité générée par les réactions, tout en minimisant le recyclage de tout ou partie de la phase organique issue de l'hydroreformage afin de minimiser les coûts d'investissements ainsi que les coûts opératoires. La phase organique recyclée dans ladite première étape d'hydroreformage, et issue de cette étape, sert également à abaisser la masse volumique de la bio-huile partiellement désoxygénée produite au cours cette première étape, ce qui facilite le dégagement de phase de la bio-huile partiellement désoxygénée et de la phase aqueuse en sortie d'hydroreformage. Cette séparation qui s'effectue aisément lors du refroidissement du mélange réactionnel est un autre avantage que procure la présence de la phase organique recyclée dans le mélange réactionnel de la première étape d'hydroreformage. Autre avantage, la présence de la phase organique recyclée dans le mélange réactionnel tend à expulser l'eau de ladite phase organique, la teneur en eau étant ainsi aussi réduite que possible, ce qui est favorable à l'utilisation de ladite phase organique comme combustible industriel ou comme charge pour des étapes de traitement ultérieures. Ainsi, ladite phase ladite phase organique issue de la première étape d'hydroreformage contient moins de 5 % poids d'eau, de préférence moins de 2 %. Conformément à l'invention, le catalyseur mis en oeuvre dans la première étape d'hydroreformage comprend un métal du groupe 10, seul ou en combinaison avec au moins un métal des groupes 3 à 12 et de manière préférée un métal du groupe 10, seul ou en combinaison avec au moins un métal des groupes 5, 6, 7, 8, 9, 10, 11 de la classification périodique. De manière très préférée, ledit premier catalyseur supporté d'hydroreformage comprend du nickel, seul ou en combinaison avec au moins un métal choisi parmi le chrome (Cr), le molybdène (Mo), le manganèse (Mn), le tungstène (W), le fer (Fe), le cobalt (Co) et le cuivre (Cu). Conformément à l'invention, le support dudit catalyseur d'hydroreformage est choisi parmi les charbons actifs, les carbures de silicium, les silices, les alumines de transition, les silices alumine, l'oxyde de zirconium, l'oxyde de cérium, l'oxyde de titane et les aluminates de métaux de transition, pris seul ou en mélange et de préférence parmi les silices, les alumines de transition, les silices alumines, le carbone poreux et les aluminates de métaux de transition. Ces supports peuvent être pris seul ou en mélange. De préférence, ledit catalyseur d'hydroreformage est un catalyseur choisi parmi les catalyseurs comprenant du nickel (Ni), du nickel et du chrome (NiCr) ou du nickel et du manganèse (NiMn) sur du carbone poreux et les catalyseurs comprenant du nickel et du molybdène (NiMo) sur une alumine ou un aluminate de nickel. De préférence, ledit catalyseur d'hydroreformage comprend une teneur en métal du groupe 10 et de préférence en nickel, comprise entre 1 et 20% poids, de préférence entre 5 et 15 % poids, exprimé en pourcentage poids d'oxyde de métal du groupe 10 par rapport à la masse total dudit catalyseur. Dans le cas où ledit métal du groupe 10 est utilisé en combinaison avec au moins un métal des groupes 3 à 12, ledit catalyseur supporté d'hydroreformage comprend une teneur en métal des groupes 3 à 12 comprise entre 1 et 20% poids exprimé en pourcentage poids d'oxyde de métal des groupes 3 à 12 par rapport à la masse total dudit catalyseur. De préférence, ledit catalyseur est préparé selon les méthodes classiques telles que le co-malaxage ou l'imprégnation suivis d'un ou plusieurs traitements thermiques. Ledit catalyseur est avantageusement utilisé dans la première étape d'hydroreformage sous forme réduite ou sulfurée. Conditions opératoires Conformément à l'invention, ladite première étape d'hydroreformage opère à une température comprise entre 200 et 380°C, de préférence comprise entre 250 et 380°C, de manière préférée entre 270 et 360°C et de manière très préférée entre 270 et 350°C à une pression absolue comprise entre 3 et 30 MPa, de préférence entre 3,5 et 25 MPa, et de manière préférée entre 5 et 20 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 5h-1, de préférence entre 0,2 et 5h-1 et de manière préférée comprise entre 0,5 1-1-1 et 5 1-1-1 par rapport à la bio-huile, et avec une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures est compris entre 50 et 2000 Nm3/m3 et de préférence entre 100 et 1000 Nm3/m3. De préférence, la charge liquide comprenant au moins la bio-huile n'est pas préchauffée, ou seulement préchauffée à une température inférieure à 80°C avant d'être introduite dans la première étape d'hydroreformage. En effet, un chauffage prolongé ou un stockage à température élevée peut provoquer une détérioration. Il n'y a pas de limitations concernant l'appareillage destiné à mener à bien le procédé. Celui-ci peut être conduit en mode discontinu ou continu. Néanmoins, pour des applications industrielles à grande échelle, il sera préférable d'opérer en continu. La réaction d'hydroreformage peut être réalisée dans tout réacteur qui facilite la dispersion efficace de la bio-huile dans le mélange réactionnel. Un simple réacteur continu parfaitement agité (CSTR) est approprié en mode discontinu. Pour des applications continues, des réacteurs à lit garni à cocourant descendant, à lit mobile, à lit bouillonnant ou des réacteurs slurry seront plus adaptés. Tout en gardant le catalyseur dans le réacteur, les technologies de réacteurs à lit mobile et à lit bouillonnant présentent l'avantage de permettre le remplacement aisé du catalyseur lors d'opérations en continu, ce qui confère une plus grande souplesse au fonctionnement de l'unité, augmente le facteur de marche et maintient une activité en fonction du temps quasi-constante. Ces technologies acceptent aussi des charges contenant un peu de solides ou produisant des solides en cours de réactions, ce qui n'est pas le cas des technologie de réacteur en lit fixe, sauf à utiliser des réacteurs de gardes permutables par exemple. La technologie du réacteur slurry, selon la terminologie anglo-saxonne, présente les mêmes avantages que les technologies de réacteurs à lit mobile et à lit bouillonnant et l'avantage supplémentaire de fonctionner avec un catalyseur frais donc avec une activité maximale, mais l'inconvénient de compliquer beaucoup la récupération du catalyseur qui sort du réacteur avec les effluents. D'autres réacteurs répondant aux principes énoncés ici sont à la portée de l'homme de l'art versé dans la technologie des réacteurs chimiques et se situent dans le cadre de la présente invention. Consommation d'hydrogène Au cours de la première étape d'hydroreformage, un reformage interne de la bio-huile en oxydes de carbone et hydrogène s'effectue avec un rendement relativement élevé en hydrocarbures et une consommation relative basse d'hydrogène. La consommation d'hydrogène est donc modérée au cours de la première étape d'hydroreformage et la production interne d'hydrogène par hydroreformage permet d'opérer le procédé avec une consommation d'hydrogène externe très limitée. Une partie de l'hydrogène nécessaire à la réaction dans la première étape d'hydroreformage est générée en interne, à priori à partir de l'eau présente dans la bio-huile, en hydroreformant une portion de la bio-huile, de telle manière qu'une partie significative de l'oxygène est libérée sous forme de dioxyde de carbone, et le besoin net en hydrogène est largement inférieur que dans le cas du procédé d'hydrodésoxygénation directe. L'autre partie de l'hydrogène nécessaire à la réaction est d'origine externe. Typiquement, la consommation d'hydrogène au cours de la première étape d'hydroreformage est inférieure à environ 2 % poids de la masse de la bio-huile introduite dans le réacteur, et l'émission correspondante de CO2 pour la produire est bien moindre que dans le cas de procédés de type hydrodésoxygénation (HDO), avec une consommation d'au moins 4 ou 5 % poids d'hydrogène externe (selon la teneur en oxygène de la charge). L'hydrogène d'origine externe peut avantageusement être fourni à partir de ressources fossiles, par gazéification/oxydation partielle ou par reformage à la vapeur, par reformage à la vapeur de la biohuile elle-même (bien que cela implique une perte d'efficacité énergétique du carbone), par reformage à la vapeur du méthane produit et des fractions de gaz légers et/ou de fractions comprenant des composés oxygénés légers issues de la première étape d'hydroreformage ou de l'étape ultérieure d'hydrotraitement/hydrocraquage. Il est également possible de faire réagir le CO récupéré avec l'eau produite pour obtenir de l'hydrogène au moyen de la réaction connue de conversion du gaz à l'eau par "water gas shift" selon la terminologie anglo-saxonne (WGS). Ainsi, le procédé global, depuis la biomasse jusqu'au produit hydrocarboné final, pourrait être auto-suffisant en hydrogène. Lors de la première étape d'hydroreforming, une quantité modérée d'hydrocarbure gazeux, essentiellement du méthane, se forme. Cette fraction de méthane peut avantageusement être reformée au moyen du procédé dit de reformage du méthane à la vapeur (Steam Methane Reforming SMR) en vue de produire du bio-hydrogène pour les étapes d'hydroreformage ou d'hydrotraitement et/ou hydrocraquage. Il est également possible d'utiliser le bio-charbon issu de l'étape de pyrolyse comme charge pour le réacteur de gazéification en vue de produire du gaz de synthèse (CO + H2). Ce gaz de synthèse peut aussi être mis en oeuvre pour produire du bio-hydrogène pour les étapes d'hydroreformage ou d'hydrotraitement et/ou hydrocraquage. Ainsi, en mettant en oeuvre le procédé SMR et/ou la gazéification du bio-charbon, le procédé de conversion et de valorisation de la bio-huile peut être auto-suffisant en hydrogène, sans nécessiter l'apport d'hydrogène d'origine fossile Étape d'hydrotraitement Conformément à l'invention, au moins une partie et de préférence la totalité de la phase organique de l'effluent issu de la première étape d'hydroreformage est envoyée dans ladite deuxième étape d'hydrotraitement en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur contenant un catalyseur d'hydrotraitement, opérant à une température comprise entre 250 et 400°C, de préférence entre 320 et 380°C, à une pression comprise entre 2 MPa et 25 MPa, de préférence entre 5 MPa et 20 MPa et à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 h-1 et 20 h-1 et de préférence entre 0,5 h-1 et 5 h-1 et avec une quantité totale d'hydrogène mélangé à la charge (y compris la consommation chimique et la quantité recyclée) telle que le rapport volumique hydrogène/hydrocarbure est compris entre 100 et 3000 Nm3/m3 et de préférence entre 100 et 1000 Nm3/m3. Ledit catalyseur d'hydrotraitement comprend avantageusement une phase active comprenant au moins un métal du groupe 6 choisi parmi le molybdène et le tungstène seul ou en mélange, de préférence associé à au moins un métal des groupes 8 à 10, de préférence choisis parmi le nickel et le cobalt, seul ou en mélange et un support choisi dans le groupe constitué d'alumine, de silice, de silice-alumine, de magnésie, d'argiles et de mélanges d'au moins deux de ces minéraux. Ledit support peut en outre contenir d'autres composés tels que, par exemple, des oxydes choisis dans le groupe constitué de l'oxyde de bore, la zircone, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique. De manière préférée, ledit support est constitué d'alumine, et de préférence encore de l'alumine [eta], [thêta], [delta] ou [gamma]. La quantité totale d'oxydes de métaux du groupe 6 et des groupes 8 à 10 dans le catalyseur d'hydrotraitement mis en oeuvre est avantageusement comprise entre 5 et 40 % poids, de préférence entre 6 et 35 % poids par rapport à la masse totale de catalyseur. Dans le cas où ledit catalyseur comprend du nickel, la teneur en oxyde de nickel est avantageusement comprise entre 0,5 et 12 °A> poids et de préférence entre 1 et 10 % poids par rapport à la masse totale de catalyseur. Dans le cas où le catalyseur comprend du molybdène, la teneur en oxyde de molybdène est avantageusement comprise entre 1 et 35 % poids d'oxyde de molybdène (Mo03) et de préférence entre 5 et 30 % poids d'oxyde de molybdène, ces pourcentages étant exprimés en % poids par rapport à la masse totale de catalyseur. Un catalyseur préféré est avantageusement choisi parmi les catalyseurs NiMo, NiW ou CoMo sur un support alumine. Ledit catalyseur utilisé dans la deuxième étape d'hydrotraitement peut aussi avantageusement contenir au moins un élément dopant choisi parmi le phosphore et le bore. Ledit élément peut avantageusement être introduit dans la matrice ou, de préférence, déposé sur le support. Il est également possible de déposer du silicium sur le support, seul ou avec du phosphore et/ou du bore. La teneur d'oxyde dans ledit élément est avantageusement inférieure à 20 %, de préférence inférieure à 10 % par rapport à la masse totale de catalyseur. Les métaux des catalyseurs mis en oeuvre dans la deuxième étape d'hydrotraitement de la méthode selon l'invention peuvent être des métaux ou des phases métalliques sulfurés. Pour une efficacité maximale, ces catalyseurs à base d'oxydes métalliques sont habituellement convertis au moins partiellement en sulfures métalliques. Les catalyseurs à base d'oxydes métalliques peuvent être sulfurés au moyen de toute technique connue dans l'art antérieur, par exemple dans le réacteur (in situ) ou ex situ, en mettant le catalyseur en contact, à température élevée, avec une source de d'hydrogène sulfuré, tels que le diméthyle disulfure (DMDS). Dans la mesure où la biomasse ne contient normalement qu'une très faible quantité de soufre, la mise en oeuvre de catalyseurs non sulfurés devrait permettre d'éviter tout risque de contamination au soufre dans les combustibles produits. Parmi les autres catalyseurs à base d'oxydes métalliques adaptés à l'étape d'hydrotraitement, on peut citer les phases métalliques obtenues par réduction sous hydrogène. La réduction s'effectue généralement à des températures comprises entre environ 150°C et environ 650°C, sous une pression d'hydrogène comprise entre environ 0,1 et environ 25 MPa (14,53625 psi). Séparation optionnelle Une étape de séparation d'au moins une phase organique, d'au moins une phase aqueuse et d'au moins une phase gazeuse peut éventuellement être mise en oeuvre entre ladite deuxième étape d'hydrotraitement et ladite troisième étape d'hydrocraquage. Ladite étape de séparation peut avantageusement être réalisée par des méthodes bien connues de l'homme du métier telles que le flash, la distillation, strippage, extraction liquide/liquide etc. La phase organique issue de la deuxième étape d'hydrotraitement et éventuellement séparée est débarrassée des impuretés azotées, oxygénées et soufrées. Selon une variante de l'invention, ladite phase organique éventuellement séparée peut également être fractionnée dans une zone de fractionnement en au moins une fraction légère ayant un point d'ébullition initiale supérieure à 70°C ou supérieure à 80°C et un point d'ébullition final inférieure à 160°C, ou inférieure à 170°C ou inférieure à 180°C et en au moins une fraction lourde bouillant à une température supérieure à 160°C ou supérieure à 170°C ou supérieure à 180°C. Dans cette variante, ladite fraction lourde bouillant à une température supérieure à 160°C ou supérieure à 170°C ou supérieure à 180°C, est de préférence envoyée dans ladite troisième étape d'hydrocraquage du procédé selon l'invention et ladite fraction légère est de préférence envoyée directement dans la quatrième étape de vapocraquage, en mélange avec la fraction contenant du naphta séparée à l'issue de ladite troisième étape d'hydrocraquage. La zone de fractionnement comprend de préférence une section de fractionnement qui intègre un séparateur haute pression haute température (HPHT), puis une distillation atmosphérique. Étape d'hydrocraquage Conformément à l'invention, au moins une partie de l'effluent issu de la deuxième étape d'hydrotraitement, et de préférence au moins une partie, de manière préférée la totalité de la phase organique de l'effluent issu de ladite deuxième étape d'hydrotraitement éventuellement séparée, en mélange avec un recycle d'au moins une partie et de préférence la totalité de la fraction bouillant à une température supérieure à 160°C séparée à l'issue d'une troisième étape d'hydrocraquage, est envoyée dans ladite troisième étape d'hydrocraquage en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur contenant un catalyseur d'hydrocraquage, opérant à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 20 h-1, et avec une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures est compris entre 80 et 5000 Nm3/m3. De préférence, la charge de ladite troisième étape d'hydrocraquage est la phase organique de l'effluent issue de la deuxième étape d'hydrotraitement, éventuellement séparée et/ou fractionnée. L'enchainement de ladite deuxième étape d'hydrotraitement suivie de la troisième étape d'hydrocraquage du procédé selon l'invention de ladite troisième étape d'hydrocraquage permet d'effectuer d'un côté un hydrocraquage sévère afin d'obtenir un rendement élevé en coupe naphta. Par hydrocraquage, on entend des réactions d'hydrocraquage accompagnées de réactions d'hydrotraitement (hydrodésazotation, hydrodésulfuration), d'hydroisomérisation, d'hydrogénation des aromatiques et d'ouverture des cycles naphténiques. L'étape d'hydrocraquage selon l'invention opère en présence d'hydrogène et d'un catalyseur à une température de préférence comprise entre 320 et 450°C, de manière préférée entre 350 et 435°C, sous une pression entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1, de manière préférée entre 0,2 et 3 h-1, et avec une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures est compris entre 100 et 3000 Nm3/m3. Conformément à l'invention, au moins une partie et de préférence la totalité de la fraction ayant une température d'ébullition initiale comprise entre 120 et 200°C, de préférence entre 130 et 200°C, et de manière préférée entre 140 et 180°C, séparée à l'issue de la troisième étape d'hydrocraquage est recyclée dans ladite troisième étape. Ces conditions opératoires utilisées dans ladite troisième étape d'hydrocraquage permettent d'obtenir un rendement élevé en coupe naphta ayant un point d'ébullition final compris entre 120 et 200°C, de préférence entre 130 et 200°C, et de manière préférée entre 140 et 180°C. Lesdites conditions opératoires permettent d'atteindre des conversions par passe, des produits ayant des points d'ébullition initial compris entre 120 et 200°C, de préférence entre 130 et 200°C, et de manière préférée entre 140 et 180°C en produits plus légers, supérieures à 30% poids, de manière préférée comprises entre 50 et 100% poids et de manière très préférée comprise entre 70 et 100% poids. La conversion par passe des produits ayant des points d'ébullition initial compris entre 120 et 200°C en produits plus légers et défini comme étant : (masse de X+ dans la charge entrant dans ladite étape masse de X+ dans l'effluent sortant de ladite étape)/(masse de X+ dans la charge entrant dans ladite étape), X+ représentant la coupe dont le point d'ébullition initial est compris entre 120 et 200°C. Ladite deuxième étape d'hydrotraitement et ladite troisième étape d'hydrocraquage peuvent avantageusement être réalisées dans un réacteur à lit fixe ou dans un lit dit entraîné : réacteur à lit mobile, réacteur à lit bouillonnant ou réacteur à suspension. Il est possible d'utiliser un seul catalyseur ou plusieurs catalyseurs différents, simultanément ou successivement, dans le cas d'un réacteur à lit fixe. Lesdites étapes peuvent être effectuées industriellement dans un ou plusieurs réacteurs, avec un ou plusieurs lits catalytiques. L'exotherme réactionnel durant l'hydrotraitement est limité par toute méthode connue de l'homme de l'art : recyclage du produit liquide, refroidissement par l'hydrogène recyclé, etc. Ladite troisième étape d'hydrocraquage selon l'invention est de préférence réalisée dans un schéma dit en deux étapes, pour maximiser le rendement en naphta, éventuellement en association avec éventuellement un catalyseur d'hydrotraitement classique situé en amont du catalyseur d'hydrocraquage. Le schéma d'hydrocraquage dit en deux étapes est largement connu dans l'art antérieur. Les catalyseurs d'hydrocraquage utilisés dans la troisième étape d'hydrocraquage sont tous du type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports dont les surfaces varient généralement de 150 à 800 m2/g et présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumine amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe 6 de la classification périodique des éléments, soit par une association d'au moins un métal du groupe 6 de la classification périodique et d'au moins un métal des groupes 8 à 10. Ledit catalyseur d'hydrocraquage peut avantageusement comprendre des métaux des groupes 8 à 10, de préférence choisis parmi le nickel et le cobalt, de préférence en association avec au moins un métal du groupe 6, choisi parmi le molybdène et le tungstène et un support. La teneur en élément des groupes 8 à 10 est avantageusement comprise entre 0,5 à 20 % poids d'oxyde et la teneur en élément du groupe 6 est avantageusement comprise entre de 1 à 40% poids d'oxyde, de préférence entre 5 à 30% poids par rapport à la masse totale dudit catalyseur. La teneur totale en oxydes de métaux des groupes 6 et 8 à 10 dans le catalyseur est généralement comprise entre 5 et 40 % poids par rapport à la masse totale dudit catalyseur. Dans le cas où le catalyseur comprend au moins un métal du groupe 6 en combinaison avec au moins un métal non noble des groupes 8 à 10, ledit catalyseur est de préférence un catalyseur sulfuré. Le catalyseur d'hydrocraquage peut également contenir un élément promoteur choisi parmi le phosphore, le silicium et le bore. Cet élément peut avoir été introduit dans la matrice ou de préférence avoir été déposé sur le support. La concentration en ledit élément est habituellement inférieure à 20% poids (sur la base oxyde) et le plus souvent inférieure à 10 % par rapport à la masse totale dudit catalyseur. Lorsque le trioxyde de bore (B203) est présent, sa concentration est inférieure à 10% poids. D'une manière avantageuse, le catalyseur d'hydrocraquage est choisi parmi les catalyseurs comprenant les associations de métaux suivantes : NiMo, CoMo, NiW, CoW, NiMoP et de préférence NiMo, NiW, NiMoWP et NiMoP, de manière encore préféré NiMoP. Ledit catalyseur d'hydrocraquage comprend avantageusement un support choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, les silices-alumines, les zéolithes, la magnésie, les argiles et les mélanges d'au moins deux de ces minéraux. Ce support peut également renfermer d'autres composés et par exemple, des oxydes choisis parmi l'oxyde de bore, la zircone, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique. De préférence, le support dudit catalyseur comprend au moins une zéolithe et de manière préférée une zéolithe Y de type structural FAU, afin de maximiser le rendement en naphta d'hydrocraquage, puis in fine en aromatiques après reformage catalytique dudit naphta, De préférence, le catalyseur d'hydrocraquage comprend une teneur en zéolithe Y comprise entre 2 et 40% poids et de préférence entre 10 et 35% poids par rapport à la masse totale dudit catalyseur. D'autres catalyseurs préférés sont des catalyseurs dites composites et comprennent au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe 6 et des groupes 8 à 10 et un support à base de matrice silico-aluminique et à base d'au moins une zéolithe tel que décrit dans la demande EP1711260. Préalablement à l'injection de la charge, les catalyseurs utilisés dans le procédé selon la présente invention sont de préférence soumis à un traitement de sulfuration (in-situ ou ex-situ). Séparation Conformément à l'invention, l'effluent obtenu à l'issue de la troisième étape d'hydrocraquage subit au moins une étape de séparation afin de récupérer au moins une fraction contenant du naphta et une fraction ayant une température d'ébullition initiale comprise entre 120 et 200°C, de préférence entre 130 et 200°C, et de manière préférée entre 140 et 180°C. La fraction contenant du naphta est définie comme étant une fraction ayant un point d'ébullition final compris entre 120 et 200°C, de préférence entre 130 et 200°C, et de manière préférée entre 140 et 180°C. Conformément à l'invention, au moins une partie de la fraction ayant une température d'ébullition initiale comprise entre 120 et 200°C, de préférence entre 130 et 200°C, et de manière préférée entre 140 et 180°C est recyclée dans ladite troisième étape d'hydrocraquage. De préférence la totalité de ladite fraction est recyclée de manière à maximiser le rendement en coupe naphta. Ladite fraction est donc recyclée a extinction dans ladite troisième étape d'hydrocraquage. Dans le cas où la totalité de ladite fraction est recyclée, une purge peut avantageusement être mise en oeuvre. L'étape de séparation peut avantageusement être réalisée par des méthodes bien connues de l'homme du métier telles que le flash, la distillation, strippage, extraction liquide/liquide etc. Elle comprend de préférence une section de fractionnement qui intègre un séparateur haute pression haute température (HPHT), puis une distillation atmosphérique. Une fraction gazeuse peut également avantageusement etre séparée. Ladite fraction gazeuse peut ensuite être avantageusement traitée dans une unité de purification d'hydrogène. L'hydrogène récupéré est avantageusement recyclé dans ladite troisième étape d'hydrocraquage et/ou dans ladite première étape d'hydroréformage. Les gaz contenant des composés azotés, soufrés et oxygénés indésirables sont évacués. Étape de vapocraquage Conformément à l'invention, au moins une partie et de préférence la totalité de la fraction contenant le naphta est envoyée dans la quatrième étape de vapocraquage pour produire un effluent comprenant au moins des composés oléfiniques ayant de 2 à 6 atomes de carbones, des composés aromatiques (BTX) et de l'hydrogène. Les composés oléfiniques ayant de 2 à 6 atomes de carbones sont de préférence l'éthylène, le propylène, et le butadiène. Les composées aromatiques, sont de préférence les composés aromatiques en C6-C8, et de manière préférée le benzène, le toluène et les xylènes/éthylbenzène, appelées BTX. La fraction contenant le naphta obtenue après séparation de l'effluent d'hydrocraquage présente une forte teneur en naphtènes et très peu d'impuretés grâce à la mise en oeuvre de la troisième étape d'hydrocraquage dans des conditions sévères. Le vapocraquage est généralement le procédé de choix pour l'obtention des produits de base de la pétrochimie tels que les composés oléfiniques ayant 2 à 6 atomes de carbone, tels que par exemple l'éthylène, le propylène et le butadiène et des composés aromatiques (BTX). Généralement les charges actuelles du vapocraqueur sont issues en totalité des gaz et liquides pétroliers allant de l'éthane au gazole avec des rendements variables en éthylène et propylène et très peu de butadiène. Les réactions chimiques entrant en jeu dans l'étape de vapocraquage sont nombreuses. Elles sont bien connues ; les principales sont les réactions de craquages thermiques mais également des réactions d'hydrogénation, de déshydrogénation qui conduisent au paraffines aux dioléfines et aux acétyléniques, de condensation conduisant au dioléfines et aux aromatiques. La quatrième étape de vapocraquage peut avantageusement être réalisée selon l'un quelconque des procédés connus, et n'est pas limitée à un procédé particulier. Conformément à l'invention, ladite quatrième étape de vapocraquage opère à une température comprise entre 700 et 900°C et de préférence entre 750 et 850°C en présence de vapeur d'eau injectée dans un rapport pondéral par rapport à la fraction contenant le naphta entrant dans ladite étape compris entre 0,2 et 2 et de préférence entre 0,5 et 1,5. Le temps de résidence d'au moins une partie de la fraction contenant le naphta et de la vapeur d'eau injectée est avantageusement compris entre 0,05 et 1,5 secondes et de préférence entre 0,2 et 1,2 secondes. Selon un mode de réalisation préférée, ledit procédé comprend une étape de séparation des composés oléfiniques ayant de 2 à 6 atomes de carbones, des composés aromatiques et de l'hydrogène obtenus à l'issue de la quatrième étape de vapocraquage. Ladite étape de séparation des composés oléfiniques ayant de 2 à 6 atomes de carbones et des composés aromatiques (BTX) et de l'hydrogène peut avantageusement être mise en oeuvre par toute méthode connue de l'homme du métier. De préférence, elle est effectuée par distillation. L'hydrogène produit dans ladite quatrième étape de vapocraquage et avantageusement séparé lors de l'étape de séparation est de préférence recyclé dans la première étape d'hydroreformage et/ou dans les deuxième étape d'hydrotraitement et troisième étape d'hydrocraquage. Description de la figure La figure 1 illustre un mode de réalisation particulier du procédé selon l'invention. La bio-huile issue de la pyrolyse rapide de la biomasse est introduite via la conduite (1), en mélange avec de l'hydrogène (3) et la phase organique (8) issue de l'étape d'hydroreformage, dans la première zone d'hydroreformage (2). L'effluent liquide issu de la zone d'hydroreformage par la conduite (4) est introduit dans un séparateur (5). Une phase gazeuse contenant majoritairement du CO2, de l'H2S et des gaz légers en C1-C4 tel que par exemple du méthane est séparée via la conduite (7) et une phase aqueuse est également séparée via la conduite (6). Une phase organique contenant la biohuile partiellement désoxygénée et des hydrocarbures est soutirée par la conduite (8) et une partie de ladite phase organique est recyclée dans la zone d'hydroreformage. La partie non recyclée de ladite phase organique est ensuite envoyée dans une deuxième zone d'hydrotraitement (9). L'effluent issu de la deuxième étape d'hydrotraitement est introduit via la conduite (10) dans un séparateur. Une phase gazeuse (13), une phase aqueuse (12) et une phase organique (14) sont séparées et la phase organique débarrassée des impuretés azotées, oxygénées et soufrées est envoyées dans une troisième étape d'hydrocraquage dans une zone d'hydrocraquage (15), en présence d'hydrogène (3). L'effluent issue de la deuxième étape d'hydrocraquage via la conduite (16) est envoyée dans un séparateur (17). Une fraction ayant une température d'ébullition initiale comprise entre 120 et 200°C, est séparée dans la conduite (18) et recyclée dans la troisième étape d'hydrocraquage en amont de la zone (15). La fraction naphta ayant un point d'ébullition final compris entre 120 et 200°C est séparée dans la conduite (19) et envoyée dans une quatrième étape de vapocraquage dans la zone (23). Le mélange comprenant les composés oléfiniques ayant de 2 à 6 atomes de carbones, et les composés aromatiques (BTX) est obtenu à l'issue de l'étape de vapocraquage dans la conduite (24). Les exemples ci-dessous illustrent l'invention sans en limiter la portée. Exemples : Les expériences ont été conduites avec une bio-huile obtenue par pyrolyse rapide de mélanges de bois dur. Les conditions opératoires de la pyrolyse rapide sont une température de 500°C et un temps de séjour des vapeurs de l'ordre de la seconde. Le tableau 1 ci-après présente les données obtenues suite à l'analyse de cette bio-huile. Tableau 1 : Analyse de la bio-huile Masse volumique à 20 °C, g/cm3 1,21 Viscosité cynématique à 20 °C, mm2/s 182,6 pH 2,5 Pouvoir calorifique supérieur, MJ/kg 18,03 Pouvoir calorifique inférieur, MJ/kg b 16,46 Teneur en eau, % masse 20,7 Lignine pyrolytique, % masse 19,0 Carbone, % masse 43,9 Hydrogène, % masse 7,39 Azote, % masse poids de Mo03 et 5 % poids de P205 supporté sur une alumine gamma. Préalablement au test, ce catalyseur est sulfuré in-situ à une température de 350°C, à l'aide d'une charge contenant de l'heptane additivée de 2 % en poids diméthyldisulfure (DMDS). mL/h de la phase liquide organique issue de l'étape d'hydroreformage est introduite dans un réacteur isotherme et à lit fixe chargé de 25 mL de catalyseur d'hydrotraitement. La vitesse spatiale correspondante est égale à 1 h-1. 800 Nm3 d'hydrogène/m3 de charge sont introduits dans le réacteur 25 maintenu à une température de 320°C et à une pression de 10 MPa (1450 psia). Afin de maintenir le catalyseur à l'état sulfure, on ajoute à la charge 50 ppm poids de soufre sous forme de DMDS. Dans les conditions de réactions, le DMDS est totalement décomposé pour former du méthane et de l'H2S. Au bout d'1h d'opération du test, 19,63 g d'une phase liquide hydrocarbonée de densité 842 kg/m3, contenant 0,12% poids d'eau, 0,2% poids d'oxygène élémentaire (limite de quantification de l'analyseur) et 99,7% poids d'hydrocarbures a été récupéré. La consommation nette d'hydrogène correspond à 2,2% poids par rapport à la masse d'effluent organique envoyé à l'étape d'hydrotraitement, ce qui correspond à une consommation nette d'hydrogène de 0,9% poids par rapport à la bio-huile. Le rendement global en liquide hydrocarboné est égale à 29,7 % poids par rapport à la bio-huile soit 21,4 % poids sur la base de la biomasse sèche. Le liquide hydrocarboné issue de l'étape d'hydrotraitement est ensuite envoyée dans un réacteur en lit fixe traversé en présence d'un catalyseur d'hydrocraquage simulant le réacteur de conversion pour l'étape d'hydrocraquage. Le catalyseur d'hydrocraquage utilisé comprend 3.3% poids de NiO, 16% poids de Mo03 et 3.8% poids de P205 supporté sur une zéolite Y commerciale de référence CBV 712 malaxée à une alumine gamma selon un ratio massique 1:4 (masse de zéolite : masse d'alumine). Ledit catalyseur est sulfuré. 25 mL/h de liquide hydrocarboné issu de l'étape d'hydrotraitement est introduit dans un réacteur isotherme et à lit fixe chargé de 25 mL de catalyseur d'hydrocraquage. La vitesse spatiale correspondante est égale à 1 h-1. 1000 Nm3 d'hydrogène/m3 de charge sont introduits dans le réacteur maintenu à une température de 380°C et à une pression de 12 MPa (1740 psia). L'effluent récupéré à la sortie du réacteur d'hydrocraquage est refroidi, flashé et fractionné en deux coupes de distillation, une fraction dont le point d'ébullition est inférieur à 180°C, et une fraction dont le point d'ébullition est supérieur à 180°C. La fraction dont le point d'ébullition est inférieur à 180°C appelée coupe naphta est récupérée et la coupe 180°C+ est recyclée de façon continue à l'entrée du réacteur d'hydrocraquage. La conversion par passe des produits ayant des points d'ébullition supérieur à 180°C en produit ayant un point d'ébullition inférieur à 180°C est estimée à 50%. Le rendement global de la coupe naphta ayant des points d'ébullition entre 30 et 180°C est égale à 29,03 % poids rapport à la bio-huile soit 21 % poids sur la base de la biomasse sèche. La coupe naphta C5-180°C est ensuite envoyé dans four de vapocraquage en présence de vapeur d'eau dans un rapport pondéral H20/charge entrant dans le four égal à 1 et opérant à une température de 800°C. Le temps de séjour dans le four est de 0,5 seconde. L'effluent comprenant au moins des composés oléfiniques ayant de 2 à 6 atomes de carbones, des composés aromatiques (BTX) et de l'hydrogène en sortie de réacteur est refroidi et récupéré. Les rendements en éthylène, propylène, et butadiène par rapport à la bio-huile et par rapport à la biomasse sèche sont donnés dans le tableau ci-dessous. Le rendement en éthylène, propylène et butadiène par rapport à la bio-huile est de 12.9% et de 9.3% par rapport à la biomasse sèche. Le rendement en benzène, toluène et C8 aromatiques par rapport à la bio-huile est de 4.17% et de 3.02% par rapport à la biomasse sèche L'hydrogène et l'éthylène, le propylène, et le butadiène sont séparés par distillation.30 Tableau 2: Rendement du four de vapocraquage %poids rdt /Bio-huile rdt /Biomasse sèche H2 0.9 0.26 0.19 Méthane 15.2 4.41 3.19 Éthylène 20 5.81 4.19 Propylène 18.3 5.31 3.84 Butadiene 6 1.74 1.26 Autres C4 7.2 2.09 1.51 C5-200 dont BTX 22.6 6.56 4.74 Benzène 8.10 2.35 1.70 Toluène 4.11 1.19 0.86 C8 aro 2.18 0.63 0.46 non aro 8.22 2.39 1.72 Fuel 9.8 2.85 2.05 REVENDICATIONS1. Procédé de production de composés oléfiniques ayant un nombre d'atome de carbone compris entre 2 et 6 et de composés aromatiques, à partir d'une charge liquide comprenant au moins une bio-huile, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes ; l'introduction de ladite charge dans une première étape d'hydroreformage en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydroreformage comprenant au moins un métal de transition choisi parmi les éléments des groupes 3 à 12 de la classification périodique et au moins un support choisi parmi les charbons actifs, les carbures de silicium, les silices, les alumines de transition, les silices alumine, l'oxyde de zirconium, l'oxyde de cérium, l'oxyde de titane et les aluminates de métaux de transition, pris seul ou en mélange, pour obtenir au moins un effluent liquide comprenant au moins une phase aqueuse et au moins une phase organique, ladite première étape d'hydroreformage opérant à une température comprise entre 200 et 380°C, à une pression absolue comprise entre 3 et 30 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 50, le traitement dans une deuxième étape d'hydrotraitement d'au moins une partie de la phase organique de l'effluent issu de la première étape d'hydroreformage en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur contenant un catalyseur d'hydrotraitement, opérant à une température comprise entre 250 et 400°C, à une pression comprise entre 2 MPa et 25 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 h'1 et 20 h-1 et avec une quantité totale d'hydrogène mélangé à la charge telle que le rapport volumique hydrogène/hydrocarbure est compris entre 100 et 3000 Nm3/m3, le traitement dans une troisième étape d'hydrocraquage d'au moins une partie de l'effluent issu de la deuxième étape d'hydrotraitement, en présence d'hydrogène, dans au moins un réacteur contenant un catalyseur _d'hydrocraquage, opérant à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 20 h-1, et avec une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures est compris entre 80 et 5000 Nm3/m3, dans laquelle au moins une partie de la fraction ayant un point d'ébullition initial compris entre 120°C et 200°C, séparée à l'issue de ladite troisième étape d'hydrocraquage est recyclée dans ladite troisième étape d'hydrocraquage, une séparation de l'effluent obtenu à l'issue de la troisième étape d'hydrocraquage en au moins une fraction contenant du naphta et une fraction ayant un point d'ébullition initial compris entre 120°C et 200°C,l'introduction d'au moins une partie de la fraction contenant du naphta issue de l'étape de séparation dans une quatrième étape de vapocraquage pour produire un effluent comprenant au moins des composés oléfiniques ayant de 2 à 6 atomes de carbones, des composés aromatiques et de l'hydrogène, ladite étape de vapocraquage opérant à une température comprise entre 700 et 900°C en présence de vapeur d'eau injectée dans un rapport pondéral par rapport à la fraction contenant le naphta entrant dans ladite étape compris entre 0,2 et 2. 2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel ladite première étape d'hydroreformage opère à une température comprise entre 270 et 360°C. 3. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2, dans lequel ladite première étape I0 d'hydroreformage opère à une température comprise entre 270 et 350°C. 4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel ledit premier catalyseur supporté d'hydroreformage comprend du Nickel, seul ou en combinaison avec au moins un métal choisi parmi le chrome (Cr), le molybdène (Mo), le manganèse (Mn), le tungstène (W), le fer (Fe), le cobalt (Co) et le cuivre (Cu) et un support choisi parmi les silices, les alumines de transition, les silices alumines, le 15 carbone poreux et les aluminates de métaux de transition, seul ou en mélange. 5. Procédé selon la revendication 4, dans lequel ledit premier catalyseur supporté d'hydroreformage est un catalyseur choisi parmi les catalyseurs comprenant du nickel (Ni), du nickel et du chrome (NiCr) ou du nickel et du manganèse (NiMn) sur du carbone poreux et les catalyseur comprenant du nickel et du molybdène (NiMo) sur une alumine ou un aluminate de nickel. 20 6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5, dans lequel une étape de séparation d'au moins une phase organique, d'au moins une phase aqueuse et d'au moins une phase gazeuse peut être mise en oeuvre entre ladite deuxième étape d'hydrotraitement et ladite troisième étape d'hydrocraquage. 7. Procédé selon la revendications 6, dans lequel ladite phase organique est fractionnée dans 25 une zone de fractionnement en au moins une fraction légère bouillant à une température comprise entre 80 et 160°C et en au moins une fraction lourde bouillant à une température supérieure à 160°C. 8. Procédé selon la revendication 7, dans lequel ladite fraction lourde booitlant à une température supérieure à 160°C est envoyée dans ladite troisième étape d'hydrocraquage et ladite fraction légère est envoyée directement dans la quatrième étape de vapocraquage, en mélange avec 30 la fraction contenant du naphta séparée à l'issue de ladite troisième étape d'hydrocraquage. 9. Procédé selon l'une des revendications 1 à 8, dans lequel ledit catalyseur d'hydrecraquage comprend des métaux des groupes 8 à 10 choisis parmi le nickel et le cobalt, en association avec au moins un métal du groupe 6, choisi parmi le molybdène et le tungstène et un support choisi l'alumine, la silice, les silices-alumines, les zéolithes, la magnésie, les argiles et les mélanges d'au moins deux 35 de ces minéraux. 10. Procédé selon la revendications 9, dans lequel le support dudit catalyseur d'hydrocraquage comprend au moins une zéolithe Y de type structural FAU 11. Procédé selon l'une des revendications 1 à 10, dans lequel la totalité de la fraction ayant un point d'ébullition initial compris entre 120°C et 200°C, séparée à l'issue de la troisième étape d'hydrocraquage est recyclée dans ladite troisième étape. 12. Procédé selon l'une des revendications 1 à 11, dans lequel ladite quatrième étape de vapocraquage opère à une température comprise entre 750 et 850°C en présence de vapeur d'eau injectée dans un rapport pondéral par rapport à la fraction contenant le naphta entrant dans ladite étape compris entre 0,5 et 1,5. 13. Procédé selon la revendication 12, dans lequel le temps de résidence d'au moins une partie de la fraction contenant le naphta et de la vapeur d'eau injectée est compris entre 0,05 et 1,5 secondes. 14. Procédé selon l'une des revendications 1 à 13, dans lequel ledit procédé comprend une étape de séparation des composés oléfiniques ayant de 2 à 6 atomes de carbones et des composés aromatiques de l'hydrogène obtenus à l'issue de la quatrième étape de vapocraquage. 15. Procédé selon la revendication 14, dans lequel l'hydrogène produit dans ladite quatrième étape de vapocraquage et séparé lors de l'étape de séparation est recyclé dans la première étape d'hydroreformage et/ou dans les deuxième étape d'hydrotraitement et troisième étape d'hydrocraquage.