Brevet FR3106134A1 — publié le 20210716

L’invention concerne un procédé de dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du PET, comprenant : a) une étape de conditionnement ; b) une étape de glycolyse en présence de diol ; c) une étape de séparation du diol, produisant au moins un effluent diol gazeux, au moins un effluent diol liquide et un effluent monomères liquide ; d) une étape de séparation dudit effluent monomères liquide en un effluent impuretés lourdes et un effluent monomères pré-purifié, opérée avec un temps de séjour inférieur à 10 min ; e) une étape de décoloration de l’effluent monomères pré-purifié, en présence d’au moins un adsorbant ; et f) une étape de purification de diol, alimentée par au moins un effluent diol gazeux et au moins un effluent diol liquide issus de l’étape c), produisant un effluent diol purifié et un ou plusieurs effluent(s) impuretés. Figure 1 à publier PROCÉDÉ OPTIMISÉ DE DÉPOLYMÉRISATION PAR GLYCOLYSE D’UN POLYESTER COMPRENANT DU POLYÉTHYLÈNE TÉRÉPHTALATE L’invention concerne un procédé optimisé de dépolymérisation par glycolyse d’un polyester, en particulier le polyester téréphtalate, comprenant du polyéthylène téréphtalate (PET), en présence de diol, en vue de son recyclage dans une unité de polymérisation. Plus particulièrement, l’invention concerne un procédé de dépolymérisation par glycolyse en présence de diol, en particulier en présence d’éthylène glycol (ou monoéthylène glycol, MEG), d’une charge polyester comprenant notamment au moins du PET coloré et/ou opaque et/ou multicouche, avec une étape particulière de purification de l’effluent diol récupéré après dépolymérisation de manière à obtenir un flux diol, plus particulièrement un flux MEG purifié et pouvant être recyclé notamment vers l’étape réactionnelle de glycolyse. Le recyclage chimique de polyester, en particulier du polyéthylène téréphtalate (PET), a fait l’objet de nombreux travaux visant à décomposer le polyester récupéré sous forme de déchets en monomères qui pourront de nouveau être utilisés comme charge d’un procédé de polymérisation. De nombreux polyesters sont issus de circuits de collecte et de tri de matières. En particulier, le polyester, en particulier le PET, peut provenir de la collecte de bouteilles, barquettes, films, résines et/ou fibres composées de polyester (comme par exemple des fibres textiles, des fibres de pneus). Le polyester issu de filières de collecte et de tri est appelé polyester à recycler. Le PET à recycler peut être classé en quatre grandes catégories : - le PET clair, constitué majoritairement de PET transparent incolore (en général au moins 60% poids) et de PET transparent coloré azuré, qui ne contient pas de pigments et peut être engagé dans des procédés de recyclage mécanique, - le PET foncé, ou coloré (vert, rouge,..), qui peut contenir généralement jusqu’à 0,1% poids de colorants ou pigments mais reste transparent, ou translucide ; - le PET opaque, qui contient une quantité significative de pigments à des teneurs variant typiquement entre 0,25 et 5,0% poids pour opacifier le polymère. Le PET opaque est utilisé de manière grandissante par exemple pour la fabrication de contenants alimentaires, comme les bouteilles de lait, dans la composition de flacons cosmétiques, phytosanitaires ou de colorants ; - le PET multicouches, qui comporte des couches de polymères autres que le PET ou une couche de PET recyclé entre des couches de PET vierge (c’est-à-dire PET n’ayant pas subi de recyclage), ou un film d’aluminium par exemple. Le PET multicouches est utilisé après thermoformage pour faire des emballages tels que des barquettes. Les filières de collecte, qui alimentent les filières de recyclage, sont structurées différemment en fonction des pays. Elles évoluent de manière à maximiser la quantité de plastique valorisé dans les déchets en fonction de la nature et de la quantité des flux et des technologies de tri. La filière de recyclage de ces flux est en général constituée d’une première étape de conditionnement sous forme de paillettes au cours de laquelle des balles d’emballage brut sont lavées, purifiées et triées, broyées puis de nouveau purifiées et triées pour produire un flux de paillettes contenant en général moins de 1% massique d’impuretés « macroscopiques » (verre, métaux, autres plastiques, bois, papier carton, éléments minéraux), préférentiellement moins de 0,2% d’impuretés « macroscopiques » et encore plus préférentiellement moins de 0,05%. Les paillettes de PET clair peuvent ensuite subir une étape d’extrusion-filtration permettant de produire des extrudés qui sont ensuite réutilisables en mélange avec du PET vierge pour faire de nouveaux produits (bouteilles, fibres, films). Une étape de polymérisation sous vide à l’état solide (connu sous l’acronyme SSP) est nécessaire pour les usages alimentaires. Ce type de recyclage est appelé recyclage mécanique. Les paillettes de PET foncé (ou coloré) sont également recyclables mécaniquement. Cependant, la coloration des extrudés formés à partir des flux colorés limite les usages : le PET foncé est le plus souvent utilisé pour produire des fibres ou des lanières d’emballage. Les débouchés sont donc plus limités par rapport à ceux du PET clair. La présence de PET opaque contenant des pigments à des teneurs importantes, dans le PET à recycler, pose des problèmes aux recycleurs car le PET opaque altère les propriétés mécaniques du PET recyclé. Le PET opaque est actuellement collecté avec le PET coloré et se retrouve dans le flux de PET coloré. Compte tenu du développement des usages du PET opaque, les teneurs en PET opaque dans le flux de PET coloré à recycler sont actuellement comprises entre 5-20% poids et ont tendance à augmenter encore. D’ici quelques années, il sera possible d’atteindre des teneurs en PET opaque dans le flux de PET coloré supérieures à 20-30% poids. Or il a été montré qu’au-delà de 10-15% de PET opaque dans les flux de PET coloré, les propriétés mécaniques du PET recyclé sont altérées (cf. « Impact du développement du PET opaque blanc sur le recyclage des emballages en PET », note préliminaire du COTREP du 5/12/13) et empêchent le recyclage sous forme de fibres, principal débouché de la filière pour le PET coloré. Les colorants sont des substances naturelles ou synthétiques, solubles notamment dans la matière polyester et utilisés pour colorer la matière dans laquelle ils sont introduits. Les colorants généralement utilisés sont de différentes natures et contiennent souvent des hétéroatomes de type O et N, et des insaturations conjuguées, comme par exemple des fonctions quinone, methine, azo, ou des molécules comme la pyrazolone et la quinophtalone. Les pigments sont des substances finement divisées, insolubles en particulier dans la matière polyester, utilisés pour colorer et/ou opacifier la matière dans laquelle ils sont introduits. Les principaux pigments utilisés pour colorer et/ou opacifier les polyesters, en particulier le PET, sont des oxydes métalliques comme TiO 2 , CoAl 2 O 4 , Fe 2 O 3 , des silicates, des polysulfides, et du noir de carbone. Les pigments sont des particules de taille comprise généralement entre 0,1 et 10 µm, et en majorité entre 0,4 et 0,8 µm. L’élimination totale de ces pigments par filtration, nécessaire pour envisager un recyclage du PET opaque, est techniquement difficile car ils sont extrêmement colmatants. Le recyclage des PET colorés et opaques est donc extrêmement délicat. Pour certaines applications, comme par exemple la fabrication de résine de PET pour bouteille, des co-monomères sont intentionnellement ajoutés à la formulation du PET lors de sa production pour améliorer certaines propriétés du PET et faciliter sa processabilité. Par exemple, entre 0,1 et 10 % poids, de préférence entre 1 et 5 % poids de diéthylène glycol (DEG), par rapport au poids du polyester PET, peut être ajouté. La demande de brevet US 2006/0074136 décrit un procédé de dépolymérisation par glycolyse de PET coloré, en particulier issu de la récupération de bouteilles de PET colorées vertes. La charge traitée par ce procédé se présente sous forme de paillettes de PET et est mise en contact d’éthylène glycol dans un réacteur à une température entre 180 et 280°C pendant plusieurs heures. Le produit de glycolyse obtenu à l’issue l’étape de dépolymérisation est purifié sur charbon actif à une température supérieure à 170°C puis par extraction des colorants résiduels, en particulier les colorants jaune, par un solvant qui peut être un alcool tel que le méthanol, ou un glycol tel que l’éthylène glycol. Le BHET quant à lui cristallise dans le solvant d’extraction et est alors séparé par filtration. Dans la demande de brevet US 2015/0105532, le PET post-consommation comprenant un mélange de différents PET colorés, comme du PET clair, du PET bleu, du PET vert et/ou du PET ambré, sous forme de paillettes, est dépolymérisé par glycolyse en présence d’éthylène glycol et d’un catalyseur amine, dans un réacteur à 150-250°C, en mode batch. Le monomère diester alors obtenu est purifié par filtration, échange d’ions et/ou passage sur charbon actif en particulier à une température de 80-90°C, avant d’être cristallisé et récupéré par filtration. Dans le brevet EP0865464, le procédé de dépolymérisation de polyester, en particulier de polyester coloré, par exemple du PET vert, comprend les étapes de dépolymérisation en présence d’un diol dans un réacteur à une température entre 180 et 240°C, d’évaporation éventuelle dans un évaporateur à film raclé (thin film evaporator selon le terme anglais), sans toutefois préciser dans quelles conditions doit être opéré cet évaporateur, de dissolution du mélange dans un solvant chaud. La dilution à chaud est suivie d’une étape de filtration permettant de séparer les impuretés insolubles de taille supérieure à 50 µm. La faible proportion de pigments dans du PET coloré permet une séparation par filtration. Toutefois, cette technologie ne pourrait fonctionner avec la quantité de pigments présents dans du PET opaque, ces pigments colmatant rapidement le filtre. Le brevet JP3715812 décrit l'obtention de bis(2-hydroxyéthyl) téréphtalate (BHET) raffiné à partir de PET sous forme de paillettes. L’étape de dépolymérisation consiste en la glycolyse des paillettes de PET qui ont été préalablement prétraitées par lavage à l’eau sous forme solide, glycol en présence d’éthylène et d’un catalyseur dans un réacteur agité à 180°C pour éliminer l’eau résiduelle puis à 195-200°C. La dépolymérisation est suivie d’une étape de pré-purification par refroidissement, filtration, adsorption et traitement sur résine échangeuse d’ions, présentée comme très importante, réalisée avant l’évaporation du glycol et la purification du BHET. La pré-purification permet d’éviter la re-polymérisation du BHET dans les étapes subséquentes de purification. Cependant, le passage par une étape de filtration et résine échangeuse d’ions peut être extrêmement problématique lorsque la charge comprend une quantité importante de très petites particules solides, comme des pigments ou/et des composés polymères autres que le PET tels que par exemple des polyoléfines, polyamides, ce qui est le cas lorsque la charge traitée comprend du PET opaque et/ou du PET préformé multicouche, en particulier en proportions conséquentes notamment lorsque la charge comprend plus de 10% poids de PET opaque et/ou de PET préformé multicouche. Parallèlement, le brevet EP 1 120 394 divulgue un procédé de dépolymérisation d’un polyester comprenant une étape de glycolyse en présence d’éthylène glycol et un procédé de purification d’une solution de bis-(2-hydroxyethyl) téréphtalate sur une résine échangeuse de cations et une résine échangeuse d’anions. Enfin, la demande de brevet FR 3053691 décrit un procédé de dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du PET opaque et en particulier de 0,1 à 10% poids de pigments, par glycolyse en présence d’éthylène glycol. Un effluent de bis-(2-hydroxyethyl) téréphtalate (BHET) purifié est obtenu après des étapes particulières de séparation et de purification. Cette demande de brevet envisage la possibilité d’envoyer sous forme liquide tout ou partie de l’effluent diol contenant l’éthylène glycol non réagi dans une étape de purification préalablement à son recyclage, mais ne détaille pas cette étape de traitement de l’effluent diol, ni ne considère le diéthylène glycol éventuellement présent en quantité non négligeable dans les chaînes de PET comme co-monomère et généré lors de la dépolymérisation de ces chaînes PET. La présente invention cherche à perfectionner ces procédés de dépolymérisation par glycolyse d’une charge polyester comprenant du PET et en particulier celui de la demande FR 3053691, notamment afin d’améliorer le recyclage de l’effluent diol récupéré à l’issue de la glycolyse par l’intermédiaire d’une étape de purification intégrée de manière optimale au procédé de dépolymérisation. L’objectif de l’invention est d’obtenir un flux diester, en particulier un flux de BHET, par dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du PET, en particulier coloré et/ou opaque, avec une pureté élevée tout en diminuant la consommation énergétique du procédé. L’invention a donc pour objet un procédé de dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du polyéthylène téréphtalate (PET), ledit procédé comprenant, de préférence consistant en : a) une étape de conditionnement comprenant une section de conditionnement alimentée au moins par ladite charge polyester, pour produire un flux conditionné ; b) une étape de dépolymérisation par glycolyse alimentée au moins par le flux conditionné, opérée à une température comprise entre 180 et 400°C, et un temps de séjour compris entre 0,1 et 10 h, en présence de diol de sorte que la quantité molaire totale de diol est ajustée entre 1 à 20 moles de diol par mole de diester de ladite charge polyester ; c) une étape de séparation du diol alimentée au moins par l’effluent de l’étape b), opérée à une température comprise entre 60 et 250°C, à une pression inférieure à celle de l’étape b) et produisant au moins un effluent diol gazeux, au moins un effluent diol liquide et un effluent monomères liquide, ladite étape de séparation du diol étant mise en œuvre dans une section de séparation gaz-liquide ou une succession de deux à cinq sections de séparation gaz-liquide successives produisant chacune un effluent gaz et un effluent liquide, l’effluent liquide de la section antérieure alimentant la section ultérieure, l’effluent liquide issu de la dernière section de séparation gaz-liquide constituant l’effluent monomères liquide, le ou les effluent(s) gaz issu(s) de l’étape c), au moins en partie, constituant un ou plusieurs effluent(s) diol gazeux, le ou les effluent(s) gaz issu(s) de l’étape c), au moins en partie, est(sont) condensé(s) pour constituer un ou plusieurs effluent(s) diol liquide(s) ; d) une étape de séparation de l’effluent monomères liquide issu de l’étape c) en un effluent impuretés lourdes et un effluent monomères pré-purifié, opérée à une température inférieure à 250°C et une pression inférieure à 0,001 MPa, avec un temps de séjour liquide inférieur à 10 min, e) une étape de décoloration de l’effluent monomères pré-purifié issu de l’étape d), mettant en œuvre au moins une section d’adsorption comprenant au moins un adsorbeur, opérée en présence d’au moins un adsorbant, à une température comprise entre 100 et 200°C, pour produire un effluent monomères purifié. f) une étape de purification de diol, alimentée par au moins un effluent diol gazeux et au moins un effluent diol liquide issus de l’étape c), opérée à une température entre 40 et 250°C, et à une pression entre 0,001 et 0,2 MPa et produisant, au moins, un effluent diol purifié et un ou plusieurs effluent(s) impuretés. La présente invention permet d’obtenir un effluent diester, en particulier un flux de BHET, de pureté élevée, à partir d’une charge polyester comprenant du PET et provenant des filières de collecte et de tri, par glycolyse de ladite charge polyester, en particulier du polyéthylène téréphtalate en présence de diol, en particulier d’éthylène glycol (MEG), issu au moins en partie d’un effluent diol récupéré en fin de dépolymérisation et purifié avant d’être recyclé. Un avantage de l’invention est donc de proposer un schéma de procédé optimisé, en couplant une étape c) de séparation du diol, non réagi et/ou libéré lors de l’étape antérieure de dépolymérisation par glycolyse, à une étape f) de purification dudit diol qui traite au moins un effluent diol gazeux et au moins un effluent diol liquide directement issus de ladite étape c) de séparation du diol, permettant notamment une réduction des consommations énergétiques desdites étapes c) de séparation et f) de purification du diol. Le gain énergétique est apporté avantageusement en modulant les quantités d’effluent diol gazeux et d’effluent diol liquide obtenus à l’étape c) de séparation et envoyés à l’étape f) de purification qui ne peut fonctionner indépendamment de l’étape c). Le procédé selon l’invention permet ainsi de diminuer la consommation énergétique globale du procédé. Un autre avantage de l’invention est de séparer les impuretés libérées lors la réaction de dépolymérisation et entrainées avec le diol dans l’étape c) de séparation du diol de manière à obtenir un effluent diol purifié qui peut alors être en tout ou partie renvoyé vers l’étape b) de dépolymérisation et/ou éventuellement vers l’étape a) de conditionnement et/ou l’étape e) de décoloration. En effet, lors de la réaction de dépolymérisation, des composés plus légers que le monomère diester, en particulier le monomère BHET, peuvent être libérés et/ou formés dans le milieu réactionnel, comme par exemple du diéthylène glycol (DEG), qui peut être utilisé comme co-monomère dans la production de PET, ou de l’eau, éventuellement présents dans la charge polyester issue de déchets plastiques ou formés lors de l’étape réactionnelle de dépolymérisation par des réactions parasites comme l’éthérification de l’éthylène glycol. Ces composés sont séparés avec le diol, en particulier l’éthylène glycol, à l’étape c) de séparation du diol et peuvent nuire aux performances de l’étape de dépolymérisation b) et/ou modifier la composition de l’effluent monomères purifié obtenu à l’issu de l’étape e). Le procédé, en recyclant un diol purifié à la section de dépolymérisation, permet ainsi d’améliorer les performances globales du procédé en terme de qualité de produit diester obtenu. Un intérêt de l’invention est aussi de pouvoir traiter tout type de déchets polyester, qui comprennent de plus en plus de pigments, colorants et autres polymères, comme les PET azurés, colorés, opaques, et multi-couches. Le procédé selon l’invention, apte à traiter du PET opaque, permet de retirer les pigments, colorants et autres polymères, et de revenir au monomère diester, notamment au monomère BHET (bis(2-hydroxyéthyl) téréphtalate), par réaction chimique. Ce monomère peut ensuite être repolymérisé en un polymère qui ne présente aucune différence avec un polyester vierge, en particulier un PET vierge, autorisant ainsi tous les usages du PET vierge. Liste des figures La figure 1 représente un mode de réalisation particulier de l’invention. Elle schématise le procédé détaillé dans l’Exemple 1. Une charge polyester (1) comprenant du PET opaque est conditionnée dans une étape a), en particulier à une température de 250°C. La charge conditionnée (2) est introduite dans une étape b) de dépolymérisation par glycolyse qui est également alimentée par un flux d’éthylène glycol (MEG) (10) composé d’une fraction de l’effluent MEG purifié (9) issu de l’étape f) et d’un appoint en MEG frais (17) externe au procédé. Ladite étape de dépolymérisation est opérée à une température entre 220°C et 250°C et une pression de 0,4 MPa. L’effluent réactionnel (3) obtenu est ensuite envoyé vers l’étape c) de séparation du diol qui met en œuvre une succession de deux ballons flash à des températures allant de 180°C à 120°C et des pressions de 0,04 MPa à 0,004 MPa, puis un évaporateur à film raclé opéré à 175°C et 0,0005 MPa. A l’issue de cette étape d’évaporation (étape c), un flux liquide et trois flux gaz riches en MEG sont récupérés. Le flux liquide constitue l’effluent BHET liquide (4) et est envoyé vers l’étape d) de séparation du BHET. Le flux gaz obtenu en sortie du premier ballon flash est maintenu sous forme gaz et constitue un effluent MEG gazeux (7). Le flux gaz obtenu en sortie du second ballon flash est condensé et constitue un effluent MEG liquide (8). Le flux gaz obtenu en sortie de l’évaporateur à film raclé est également condensé et constitue un autre effluent MEG liquide (8’). L’effluent MEG gazeux (7) et les effluents MEG liquides (8) et (8’) sont envoyés vers une étape f) de purification du diol. Dans l’étape d), l’effluent BHET liquide (4) est injecté dans un évaporateur court-trajet, autrement appelé distillation court-trajet ou short-path distillation en dénomination anglophone, opéré à une pression de 20 Pa et chauffé à 215°C. Un effluent BHET pré-purifié (5) et un effluent impuretés lourdes (14) sont obtenus en sortie de l’évaporateur court-trajet. Une partie (16) de l’effluent impuretés lourdes (14) est purgée, l’autre partie (15) de l’effluent impuretés lourdes (14) est recyclée vers l’étape réactionnelle (étape b). L’effluent BHET pré-purifié (5) est comprimé jusqu’à 0,15 MPa avant d’être envoyé vers une étape e) de décoloration. Ledit effluent BHET pré-purifié (5) alimente, dans l’étape e), une section de mélange, opérée à 150°C, à une pression de 0,15 MPa et qui est également alimentée par une fraction (11) de l’effluent MEG purifié (9) issu de l’étape f) de purification du diol. Le débit d’alimentation en ladite fraction du flux de MEG purifié (11) est ajusté de sorte que ledit flux liquide de BHET représente 50% poids du mélange final. Le mélange obtenu alimente ensuite une section d’adsorption constituée de deux colonnes chacune remplie d’un adsorbant, en particulier un charbon actif, et opérées à 150°C, à une pression de 0,15 MPa. Une colonne est mise sous flux, l’autre restant en réserve (fonctionnement en swing). L’effluent BHET purifié est récupéré en sortie d’étape e). L’étape f) de purification du diol met en œuvre une colonne de distillation comprenant un condenseur, un rebouilleur et 30 plateaux théoriques, et opérée en tête à 0,025 MPa. L’effluent MEG gazeux (7) alimente directement la colonne au plateau 23. L’effluent MEG liquide (8’) est comprimé à 0,1 MPa et préchauffé à 112°C dans un échangeur par échange thermique avec le résidu soutiré en fond de la colonne de distillation. L’effluent MEG liquide (8’) préchauffé est ensuite mélangé à l’effluent MEG liquide (8), préalablement comprimé à 0,1 MPa, puis le mélange MEG liquide alimente la colonne de distillation au plateau 23. Un distillat liquide riche en eau est soutiré en tête de colonne après le condenseur à une température de 65°C et constitue un effluent impuretés légères (12). Un résidu liquide riche en DEG est soutiré en fond de colonne au niveau du rebouilleur à une température de 200°C et constitue un effluent impuretés lourdes (13). Un flux liquide de MEG purifié est soutiré au niveau du plateau 4 à une température de 154 °C et constitue un effluent MEG purifié (9). L’effluent diol purifié (9) peut ainsi être pour une part (10) recyclé vers le réacteur de dépolymérisation (étape b) en mélange avec un appoint de MEG frais (17), externe au procédé, et pour une autre part envoyé vers l’étape de décoloration (étape e). Selon l’invention, le polyéthylène téréphtalate ou poly(téréphtalate d’éthylène), nommé encore simplement PET, a un motif élémentaire de répétition de formule : Classiquement, le PET est obtenu par polycondensation de l'acide téréphtalique (PTA), ou du diméthyle téréphtalate (DMT), avec l'éthylène glycol. Dans la suite du texte, l’expression « par mole de diester dans ladite charge polyester » correspond au nombre de moles de motif –[O-CO-O-(C 6 H 4 )-CO-O-CH 2 -CH 2 ]-, qui est le motif diester issu de la réaction du PTA et de l’éthylène glycol, dans le PET compris dans ladite charge polyester. Selon l’invention, le terme « monomère » ou « monomère diester » désigne avantageusement le bis(2-hydroxyéthyl) téréphtalate (BHET) de formule chimique HOC 2 H 4 -CO 2 -(C 6 H 4 )-CO 2 -C 2 H 4 OH, dans laquelle -(C 6 H 4 )- représente un cycle aromatique, et qui est le motif diester issu de la réaction du PTA et de l’éthylène glycol, dans le PET compris dans ladite charge polyester. Le terme « oligomère » désigne typiquement un polymère de petite taille, constitué généralement de 2 à 20 motifs élémentaires de répétition. Selon l’invention, le terme « oligomère d’ester » ou « oligomère de BHET » désigne un oligomère d’ester téréphtalate, comprenant entre 2 et 20, de préférence entre 2 et 5, motifs élémentaires de répétition de formule –[O-CO-(C 6 H 4 )-CO-O-C 2 H 4 ]-, avec -(C 6 H 4 )- un cycle aromatique. Selon l’invention, les termes « diol » et « glycol » sont utilisés indifféremment et correspondent à des composés comprenant 2 groupements hydroxyle –OH. Le diol préféré est l’éthylène glycol, encore appelé mono-éthylène glycol ou MEG. Ainsi, les flux diol ou effluent diol, mis en jeu dans les étapes du procédé de l’invention, comprennent ainsi de préférence de l’éthylène glycol (ou MEG) en quantité supérieure à 40% poids du poids total dudit flux diol ou effluent diol. Ils peuvent éventuellement comprendre également du diéthylène glycol (DEG). Le terme « colorant » définit une substance soluble dans la matière polyester et utilisée pour la colorer. Le colorant peut être d’origine naturelle ou synthétique. Selon l’invention, le terme « pigment », plus particulièrement pigment colorant et/ou opacifiant, définit une substance finement divisée, insoluble en particulier dans la matière polyester. Les pigments sont sous forme de particules solides, de taille comprise généralement entre 0,1 et 10 µm, et en majorité entre 0,4 et 0,8 µm. Ils sont souvent de nature minérale. Les pigments généralement utilisés, notamment pour opacifier, sont des oxydes métalliques comme TiO 2 , CoAl 2 O 4 , Fe 2 O 3 , des silicates, des polysulfides, et du noir de carbone. Selon la présente invention, les expressions « compris entre … et … » et « entre … et … » signifient que les valeurs limites de l’intervalle sont incluses dans la gamme de valeurs décrite. Si tel n’était pas le cas et que les valeurs limites n’étaient pas incluses dans la gamme décrite, une telle précision sera apportée par la présente invention. Dans la suite, des modes de réalisation particuliers et/ou préférés de l’invention peuvent être décrits. Ils pourront être mis en œuvre séparément ou combinés entre eux sans limitation de combinaison lorsque cela est techniquement réalisable. Charge Le procédé selon l’invention est alimenté par une charge polyester comprenant au moins un polyester, c'est-à-dire un polymère dont le motif de répétition de la chaine principale contient une fonction ester, et comprenant du polyéthylène téréphtalate (PET), de préférence comprenant au moins du PET coloré et/ou opaque et/ou multicouche, de manière préférée au moins du PET opaque. Ladite charge polyester est avantageusement une charge polyester à recycler, issue des filières de collecte et de tri des déchets, en particulier issue des déchets plastiques. Ladite charge polyester peut provenir, par exemple, de la collecte de bouteilles, barquettes, films, résines et/ou fibres constitués de polyéthylène téréphtalate. Avantageusement, la charge polyester comprend au moins 50% poids, de préférence au moins 70% poids, de manière préférée au moins 90% poids de polyéthylène téréphtalate (PET). De préférence, ladite charge polyester comprend au moins un PET choisi parmi le PET opaque, foncé ou coloré, multicouche et leurs mélanges. De manière très particulière, ladite charge polyester comprend au moins du PET opaque, de préférence au moins 10% en poids de PET opaque, de manière très préférée au moins 15% poids de PET opaque, ledit PET opaque étant avantageusement du PET opaque à recycler c’est-à-dire issu des filières de collecte et de tri. Ladite charge polyester comprend avantageusement entre 0,1% et 10% poids de pigments, avantageusement entre 0,1 et 5% poids. Elle comprend également de préférence entre 0,05% et 1% de colorants, notamment entre 0,05 et 0,2% poids. Dans les filières de collecte et de tri, les déchets polyester sont lavés et broyés avant de constituer la charge polyester du procédé selon l’invention. La charge polyester peut être, en tout ou partie, sous forme de paillettes (ou flakes selon le terme anglais), dont la plus grande longueur est inférieure à 10 cm, préférentiellement comprise entre 5 et 25 mm ou sous forme de solide micronisé c’est-à-dire sous forme de particules de préférence ayant une taille comprise entre 10 micron et 1 mm. La charge peut également comprendre des impuretés « macroscopiques », de préférence moins de 5% poids, préférentiellement moins de 3% poids d’impuretés « macroscopiques », comme du verre, du métal, des plastiques autres que polyester (par exemple PP, PEHD…), du bois, du papier carton, des éléments minéraux. Ladite charge polyester peut également être, en tout ou partie, sous forme de fibres, telles que des fibres textiles, éventuellement prétraitées pour éliminer des fibres de coton, de polyamide, ou tout autre fibre textile autre que polyester, ou telles que des fibres de pneus, éventuellement prétraitées pour éliminer notamment des fibres polyamide ou des résidus de caoutchouc ou de polybutadiène. Ladite charge polyester peut, en outre, comprendre du polyester issu des rebuts de production des procédés de polymérisation et/ou de transformation de la matière polyester. La charge polyester peut également comprendre des éléments utilisés comme catalyseur de polymérisation et comme agents stabilisants dans les procédés de production de PET, tels que l’antimoine, le titane, l’étain. Étape a) de conditionnement Ledit procédé selon l’invention comprend une étape a) de conditionnement qui comprend au moins une section de conditionnement alimentée au moins par ladite charge polyester, produisant un flux conditionné. Ladite section de conditionnement de l’étape a) permet de chauffer et de mettre en pression ladite charge polyester aux conditions opératoires de l’étape b) de dépolymérisation. Dans la section de conditionnement, la charge polyester est progressivement chauffée à une température proche voire légèrement supérieure à sa température de fusion de manière à devenir au moins en partie liquide. Avantageusement, au moins 70% poids de la charge polyester, très avantageusement au moins 80% poids, de préférence au moins 90% poids, préférentiellement au moins 95% poids de la charge polyester est sous forme liquide à l’issue de la section de conditionnement l’étape a). La température à laquelle la section de conditionnement de l’étape a) est mise en œuvre est avantageusement comprise entre 150 et 300°C, de préférence entre 225 et 275°C. Cette température est maintenue la plus faible possible pour minimiser la dégradation thermique du polyester. Avantageusement, la section de conditionnement peut être opérée sous atmosphère inerte pour limiter l’introduction d’oxygène dans le système et l’oxydation de la charge polyester. Selon un mode de réalisation préféré de l’invention, ladite section de conditionnement est une section d’extrusion qui correspond à une section de convoyage à vis. En d’autres termes, la section de conditionnement est opérée dans une extrudeuse. Le temps de séjour dans ladite section d’extrusion, défini comme le volume de ladite section divisé par le débit volumique de charge est avantageusement inférieur ou égale à 5h, de préférence inférieur ou égale à 1h, préférentiellement inférieur ou égale à 30 min, de manière préférée inférieur ou égale à 10 min, et de préférence supérieure ou égale à 2 min. Avantageusement, la section d’extrusion permet de conditionner la charge polyester telle que le flux conditionné se trouve à une température entre 150 et 300°C, de préférence entre 225 et 275°C, et à une pression entre la pression atmosphérique (c’est-à-dire 0,1 MPa) et 20 MPa. Ladite section d’extrusion est avantageusement connectée à un système d’extraction sous vide de manière à éliminer des impuretés telles que des gaz dissous, des composés organiques légers et/ou de l’humidité présents dans la charge. Ladite section d’extrusion peut également avantageusement comprendre un système de filtration pour éliminer des particules solides de taille supérieure à 40 µm, de préférence de taille inférieure à 2 cm, telles que des particules de sable. L’alimentation de la charge polyester dans l’extrudeuse est avantageusement réalisée par toutes méthodes connues de l’homme du métier, par exemple via une trémie d’alimentation, et peut avantageusement être inertée pour limiter l’introduction d’oxygène dans le système. Selon un mode de réalisation éventuel de l’invention, la section de conditionnement peut comprendre une zone de conditionnement, mise en œuvre avantageusement comme décrit précédemment, à une température entre 150 et 300°C, préférentiellement entre 225 et 275°C, de préférence dans une extrudeuse, puis une phase de contact charge-diol dans laquelle la charge polyester est avantageusement mise en contact avec un flux diol, de préférence comprenant au moins une fraction de l’effluent diol purifié issu de l’étape f), éventuellement en mélange avec un appoint de diol externe et/ou une fraction de l’effluent diol liquide issu de l’étape c), de préférence de sorte que le nombre de moles de diol dudit flux diol, de préférence comprenant au moins ladite fraction de l’effluent diol purifié issu de l’étape f) éventuellement en mélange avec un appoint de diol externe et/ou une fraction de l’effluent diol liquide issu de l’étape c), par rapport au nombre de moles de diester dans ladite charge polyester soit compris entre 0,05 et 10, de préférence entre 0,15 et 6,0, de manière préférée entre 0,3 et 3,0. Cette mise en contact a pour effet d’initier la réaction de dépolymérisation de la charge polyester, avant l’introduction dans l’étape b) de dépolymérisation. Elle permet également de réduire la viscosité de la charge polyester, ce qui facilite son transport notamment vers l’étape b) de dépolymérisation. Ladite phase de contact charge-diol éventuelle peut être mise en œuvre dans un mélangeur statique ou dynamique. Lorsque la zone de conditionnement est mise en œuvre dans une extrudeuse, la phase de contact charge-diol peut être mise en œuvre au sein de l’extrudeuse ; dans ce cas, il s’agit d’une phase d’extrusion réactive. De préférence, le flux diol, en particulier comprenant au moins la fraction de l’effluent diol purifié issu de l’étape f) éventuellement en mélange avec un appoint de diol externe et/ou une fraction de l’effluent diol liquide issu de l’étape c), peut avantageusement être surchauffé préalablement à son alimentation dans la phase de contact charge-diol afin de faciliter la mise en température de la charge polyester. La charge polyester peut également avantageusement être mélangée, avant ou dans la section de conditionnement, avec au moins une fraction de l’effluent impuretés lourdes issu de l’étape d). Le flux conditionné issu de la section de conditionnement est avantageusement envoyé vers l’étape b) de dépolymérisation. Étape b) de dépolymérisation Le procédé selon l’invention comprend une étape de dépolymérisation par glycolyse alimentée au moins par le flux conditionné issu de l’étape a), opérée, en particulier en phase liquide, en présence de diol, avantageusement à une température comprise entre 180 et 400°C, de préférence entre 200 et 300°C, de manière préférée entre 210°C et 280°C, avec un temps de séjour dans ladite étape b) compris entre 0,1 et 10 h, de préférence entre 0,25 et 8 h, de manière préférée entre 0,5 et 6 h, et de sorte que la quantité molaire totale de diol, introduit à l’étape a) et/ou à l’étape b), est ajustée entre 1 à 20 moles, de préférence entre 3 à 15 moles, de manière préférée entre 5 à 10 moles de diol par mole de diester de ladite charge polyester (correspondant un rapport pondéral de diol introduit à l’étape a) et/ou à l’étape b) par rapport au poids de la charge polyester compris entre 0,3 et 6,7, de préférence entre 1,0 et 5,0, de manière préférée entre 1,7 et 3,3). Ainsi, en fonction des quantités de diol introduites éventuellement à l’étape a) lors de l’éventuelle phase de contact charge-diol, ladite étape b) de dépolymérisation par glycolyse est éventuellement alimentée par un appoint de diol. L’appoint éventuel de diol comprend avantageusement au moins la fraction de l’effluent diol purifié issu de l’étape f) éventuellement en mélange avec un appoint de diol externe et/ou une fraction de l’effluent diol liquide issu de l’étape c). De manière très préférée, l’appoint éventuel de diol est un appoint éventuel d’éthylène glycol, avantageusement comprenant au moins une fraction de l’effluent diol purifié, de préférence composé d’éthylène glycol (MEG), issu de l’étape f). La pression d’opération de ladite étape b) est déterminée de manière à maintenir le système réactionnel en phase liquide. Cette pression est avantageusement d’au moins 0,1 MPa, préférentiellement au moins 0,4 MPa et de préférence inférieure à 5 MPa. Par système réactionnel, on entend l’ensemble des composants et phases présents au sein de ladite étape b). Le temps de séjour est défini comme le rapport du volume de liquide de ladite section réactionnelle sur le débit volumique du flux sortant de ladite section réactionnelle . Le diol est avantageusement du monoéthylène glycol. Ladite étape b) de dépolymérisation est mise en œuvre avantageusement dans une ou plusieurs sections réactionnelles, de préférence au moins deux sections réactionnelles, de manière préférée entre 2 et 4 sections réactionnelles, fonctionnant en série. Chaque section réactionnelle peut être mise en œuvre dans tout type de réacteur connu de l’homme du métier permettant de réaliser une réaction de dépolymérisation ou de trans-estérification, de préférence, dans un réacteur agité par un système d’agitation mécanique ou/et par boucle de recirculation ou/et par fluidisation. Ledit réacteur peut comprendre un fond conique permettant de purger les impuretés. De manière préférée, ladite étape b) de dépolymérisation comprend au moins deux sections réactionnelles, de préférence entre 2 et 4 sections réactionnelles, fonctionnant en série, la(ou les)e section(s) réactionnelle(s) à partir de la deuxième section réactionnelle étant opérée à une température identique ou différente entre elles et inférieure ou égale à la température de la première section réactionnelle, de préférence inférieure, et préférentiellement inférieure de 10 à 50°C, voire inférieure de 20 à 40°C, par rapport à la température de la première section opérationnelle. La réaction de glycolyse peut être réalisée en présence ou non d’un catalyseur. Lorsque la réaction de glycolyse est réalisée en présence d’un catalyseur, ce dernier peut être homogène ou hétérogène et choisi parmi les catalyseurs d’estérification connus de l’Homme du métier tels que les complexes oxydes et sels d’antimoine, d’étain, de titane, les alcoxydes de métaux des groupes (I) et (IV) de la classification périodique des éléments, les peroxydes organiques, les oxydes métalliques acido-basiques. Un catalyseur hétérogène préféré comprend avantageusement au moins 50% masse par rapport à la masse totale du catalyseur, préférentiellement au moins 70% masse, avantageusement au moins 80% masse, très avantageusement au moins 90% masse, et façon encore plus avantageuse au moins 95% masse d’une solution solide constituée d’au moins une spinelle de formule Z x Al 2 O (3+x) dans laquelle x est compris entre 0 (borne exclue) et 1, et Z est choisi parmi Co, Fe, Mg, Mn, Ti, Zn, et comprenant au plus 50% masse d’alumine et d’oxyde de l’élément Z. Ledit catalyseur hétérogène préféré contient avantageusement au plus 10% masse de dopants choisis parmi le silicium, le phosphore et le bore pris seul ou en mélange. Par exemple, et de manière non limitative, ladite solution solide peut être constituée d’un mélange de spinelle ZnAl 2 O 4 et de spinelle CoAl 2 O 4 , ou bien être constituée d’un mélange de spinelle ZnAl 2 O 4 , de spinelle MgAl 2 O 4 et de spinelle FeAl 2 O 4 , ou bien être constituée uniquement de spinelle ZnAl 2 O 4 . De préférence, ladite étape de dépolymérisation est réalisée sans ajouter de catalyseur externe à la charge polyester. Ladite étape de dépolymérisation peut être avantageusement réalisée en présence d’un agent adsorbant solide sous forme de poudre ou mis en forme, dont la fonction est de capter au moins une partie des impuretés colorées, soulageant ainsi l’étape e) de décoloration. Ledit agent adsorbant solide est avantageusement un charbon actif. La réaction de glycolyse permet de convertir la charge polyester en monomères et oligomères d’esters, avantageusement le PET en, au moins le monomère bis(2-hydroxyethyl) téréphtalate (BHET) et oligomères de BHET. La conversion de la charge polyester dans ladite étape de dépolymérisation est supérieure à 50%, de préférence supérieure à 70%, de manière préférée supérieure à 85%. Le rendement molaire en BHET est supérieur à 50%, de préférence supérieur à 70%, de manière préférée supérieur à 85%. Le rendement molaire en BHET correspond au débit molaire de BHET en sortie de ladite étape b) sur le nombre de moles de diester dans la charge polyester alimentant ladite étape b). Une boucle interne de recirculation est avantageusement mise en œuvre dans l’étape b), c'est-à-dire le soutirage d’une fraction du système réactionnel, la filtration de cette fraction, et la réinjection de ladite fraction dans ladite étape b). Cette boucle interne permet d’éliminer les impuretés solides, « macroscopiques », éventuellement comprises dans le liquide réactionnel. Avantageusement, l’étape b) de dépolymérisation permet d’obtenir un effluent, encore appelé effluent réactionnel, qui est envoyé vers une étape c) de séparation du diol. Étape c) de séparation du diol Le procédé selon l’invention comprend une étape c) de séparation du diol, alimentée au moins par l’effluent de l’étape b), opérée à une température comprise entre 60 et 250°C, à une pression inférieure à celle de l’étape b) et produisant au moins un effluent diol gazeux, au moins un effluent diol liquide et un effluent monomères liquide. L’étape c) a pour fonction principale de récupérer tout ou partie du diol non réagi, ainsi que les composés plus légers que le monomère, libérés ou générés au cours de la réaction de dépolymérisation. Avantageusement, l’étape c) est opérée à une pression inférieure à celle de l’étape b) de manière à vaporiser une fraction de l’effluent de l’étape b) en au moins un effluent gaz et un effluent liquide. L’étape c) est avantageusement mise en œuvre dans une section de séparation gaz-liquide ou une succession de sections de séparation gaz-liquide, avantageusement dans deux à cinq sections de séparation successives, très avantageusement dans trois à cinq séparations successives. Chacune des sections de séparation gaz-liquide produit un effluent liquide et un effluent gaz. L’effluent liquide de la section antérieure alimente la section ultérieure. L’effluent liquide issu de la dernière section de séparation gaz-liquide constitue l’effluent monomères liquide. Chaque effluent gaz produit par l’une des sections de séparation gaz-liquide est avantageusement constitué à plus de 40% poids, de préférence plus de 50% poids, de manière préférée plus de 60% poids, de diol, de préférence d’éthylène glycol (MEG). Le ou les effluent(s) gaz peu(ven)t également contenir d’autres composés comme des colorants, des alcools légers, de l’eau, du diéthylène glycol. Au moins un effluent gaz issu de la succession de sections de séparation gaz-liquide ou au moins une fraction de l’effluent gaz issu de la section de séparation gaz-liquide ou de chacun des effluents gaz issus des sections de séparation gaz-liquide est maintenu(e) à l’état gazeux, pour constituer au moins un effluent diol gazeux, et directement envoyé(e) à l’étape f) de purification du diol. Le ou les effluent(s) gaz issu(s) de l’étape c), au moins en partie, constitue(nt) un ou plusieurs effluent(s) diol gazeux. De préférence, l’étape c) produit au moins un effluent diol gazeux et de préférence jusqu’à quatre effluents diol gazeux. Au moins un effluent gaz issu de la succession de sections de séparation gaz-liquide ou au moins une fraction de l’effluent gaz issu de la section ou de la succession de séparation gaz-liquide est condensé(e) pour constituer au moins un effluent diol liquide, et de préférence jusqu’à quatre effluents diol liquides, qui est(sont) ensuite envoyé(s) à l’étape f) de purification du diol. Le ou les effluent(s) gaz issu(s) de l’étape c), au moins en partie, est(sont) condensé(s) pour constituer un ou plusieurs effluent(s) diol liquide(s), et de préférence jusqu’à quatre effluents diol liquides. Selon un mode de réalisation préféré de l’invention, l’étape c) comprend avantageusement au moins trois, de préférence trois, sections de séparation gaz-liquide successives. L’effluent gaz issu de la première section gaz-liquide constitue un effluent diol gazeux et est directement envoyé à l’étape f) de purification du diol. L’effluent gaz issu de la dernière section de séparation gaz-liquide est condensé pour constituer un effluent diol liquide qui est ensuite envoyé à l’étape f). Le ou les effluents gaz issu(s) de la ou des section(s) de séparation gaz-liquide entre la première et la dernière section de séparation gaz-liquide peu(ven)t être condensé(s) ou maintenu(s) à l’état gazeux, avant d’être envoyé(s) à l’étape de purification du diol f). Lorsque l’étape c) produit plusieurs effluents diol gazeux, les effluents diol gazeux issus de l’étape c) peuvent être mélangés entre eux avant d’alimenter l’étape f) ou peuvent alimenter indépendamment ladite étape f). Lorsque l’étape c) produit plusieurs effluents diol liquides, les effluents diol liquides issus de l’étape c) peuvent être mélangés entre eux avant d’alimenter l’étape f) ou peuvent alimenter indépendamment ladite étape f) ou encore au moins l’un des effluents diol liquides peu(ven)t alimenter directement l’étape f), indépendamment ou en mélange, et le(ou les) autre(s) effluents diol liquides peu(ven)t optionnellement être recyclé(s), en tout ou partie, vers l’étape a) et/ou b) et/ou e). Avantageusement, au moins une des sections de séparation gaz-liquide peut être mise en œuvre dans un évaporateur à film tombant ou un évaporateur à film raclé ou une distillation court-trajet. L’étape c) est opérée de telle sorte que la température des effluents liquides soit maintenue au-dessus de la valeur en dessous de laquelle le monomère de polyester précipite, et en dessous d’une valeur haute, dépendant du ratio molaire diol/monomère, au-dessus de laquelle le monomère se re-polymérise de manière significative. La température dans l’étape c) est comprise entre 60 et 250°C, de préférence entre 90 et 220°C, de manière préférée entre 100 et 210°C. L’opération en une succession de séparations gaz-liquide, avantageusement en une succession de 2 à 5, préférentiellement de 3 à 5 séparations successives, est particulièrement avantageuse car elle permet d’ajuster dans chaque séparation la température de l’effluent liquide répondant aux contraintes précitées. Elle permet également de répartir l’alimentation de l’étape f) en un ou plusieurs effluent(s) diol gazeux et un ou plusieurs effluent(s) diol liquide(s), de manière à limiter la consommation énergétique du procédé tout en optimisant à la fois la séparation du diol et sa purification. La pression dans l’étape c) est avantageusement ajustée pour permettre l’évaporation du diol à une température tout en minimisant la re-polymérisation et en permettant une intégration énergétique optimale. Elle est généralement comprise entre 0,00001 et 0,2 MPa, de préférence entre 0,00004 et 0,15 MPa, de manière préférée entre 0,00004 et 0,1 MPa. La ou les section(s) de séparation gaz-liquide sont avantageusement agitée(s) par toute méthode connue de l’homme du métier. Eventuellement, tout ou partie d’au moins un effluent diol gazeux, de préférence après condensation, et/ou tout ou partie d’au moins un effluent diol liquide peut avantageusement être directement recyclé vers l’étape a) et/ou l’étape b) et/ou l’étape e), éventuellement en mélange avec un apport en diol externe au procédé selon l’invention. De préférence, l’ensemble des effluents diol gazeux et liquides issus de l’étape c) est envoyé à l’étape f) de purification du diol, préalablement au recyclage du diol vers les étapes a) et/ou b) et/ou son utilisation dans l’étape e). Étape d) de séparation du monomère Le procédé selon l’invention comprend une étape d) de séparation de l’effluent monomères liquide issu de l’étape c) en un effluent impuretés lourdes et un effluent monomères pré-purifié. Ladite étape d) est avantageusement opérée à une température inférieure à 250°C, de manière préférée inférieure à 230°C, et de façon très préférée inférieure à 200°C, et de préférence supérieure à 110°C, et une pression inférieure à 0,001 MPa, de préférence inférieure à 0,0005 MPa, de préférence supérieure à 0,000001 MPa, avec un temps de séjour liquide inférieur à 10 min, de préférence inférieur à 5 min, de manière préférée inférieur à 1 min, et de préférence supérieur à 0,1 seconde. Cette étape d) de séparation a pour objectif de séparer le monomère, en particulier le BHET, qui est vaporisé, des oligomères non convertis entièrement lors de l’étape de dépolymérisation, qui restent liquide et captent donc également les impuretés lourdes, notamment les pigments, du polymère polyester non converti, d’autres polymères éventuellement présents dans la charge polyester et des catalyseurs de polymérisation, tout en minimisant la perte en monomères par re-polymérisation. Ces impuretés lourdes se retrouvent avec les oligomères dans l’effluent impuretés lourdes. Quelques oligomères peuvent cependant être éventuellement entrainés avec le monomère, en particulier ceux de petite taille. Du fait de la présence possible dans la charge polyester de catalyseurs de polymérisation, la séparation doit être réalisée avec des temps de séjour liquide très courts et à une température n’excédant pas 250°C, afin de limiter tout risque de re-polymérisation du monomère, en particulier du BHET, lors de cette étape. Une séparation par distillation atmosphérique simple n’est donc pas envisageable. L’étape d) de séparation est avantageusement mise en œuvre dans une section de séparation comprenant un système d’évaporation à film tombant ou film raclé ou par distillation à court trajet à film tombant ou à film raclé, en particulier par distillation à court trajet à film tombant ou à film raclé. Une pression opératoire très faible, avantageusement inférieure à 0,001 MPa, de préférence inférieure à 0,0005 MPa, et de préférence supérieure à 0,000001 MPa, est nécessaire pour pouvoir opérer l’étape d) à une température inférieure à 250°C, de préférence inférieure à 230°C, tout en permettant la vaporisation du monomère. Un inhibiteur de polymérisation peut avantageusement être mélangé à l’effluent monomères liquide avant d’alimenter ladite étape d). Un fluxant peut également être avantageusement mélangé à l’effluent monomères liquide avant d’alimenter ladite étape d), de manière à faciliter l’élimination des impuretés lourdes, notamment des pigments, en fond du système d’évaporation ou de distillation court trajet. Ce fluxant doit avoir une température d’ébullition très supérieur au monomère, en particulier au BHET, dans les conditions d’opération de l’étape d). Il peut s’agir par exemple de polyéthylène glycol, ou d’oligomères du PET. Ledit effluent impuretés lourdes comprend en particulier des pigments, des oligomères et éventuellement du BHET non séparé. Ledit effluent impuretés lourdes est avantageusement recyclé, en tout ou partie, vers l’étape a) de conditionnement. Une partie dudit effluent impuretés lourdes peut avantageusement être directement recyclé à l’étape a) et/ou l’étape b) seul ou en mélange avec un effluent diol. Ledit effluent impuretés lourdes peut subir avantageusement au moins une étape de purification, de manière préférée une étape de filtration préalablement à son recyclage de manière à réduire la quantité de pigments et/ou autres impuretés solides. La partie dudit effluent impuretés lourdes séparées et à forte teneur en pigments peut avantageusement être purgée du procédé et envoyée vers un système d’incinération. De préférence, une fraction dudit effluent impuretés lourdes est recyclé à l’étape a) et/ou l’étape b) sans séparation préalable des impuretés solides. Ledit effluent monomères pré-purifié issu de la section de séparation de l’étape d) est avantageusement envoyé vers l’étape e). Optionnellement, ledit effluent monomères pré-purifié issu de la section de séparation de l’étape d) peut être envoyé dans une section de séparation gaz-liquide, opérée dans tout équipement connu de l’Homme du Métier, à une température comprise entre 100 et 250°C, de préférence entre 110 et 200°C, et de manière préférée entre 120 et 180°C, et à une pression comprise entre 0,00001 et 0,1 MPa, de préférence entre 0,00001 et 0,01 MPa, et de manière préférée entre 0,00001 et 0,001 MPa. Dans un mode de réalisation préféré du procédé dans lequel l’étape d) de séparation est mise en œuvre dans un système d’évaporation par distillation à court trajet à film tombant ou à film raclé, ladite section optionnelle de séparation gaz-liquide est intégrée au système d’évaporation. Ladite section de séparation gaz-liquide optionnelle permet de séparer un effluent diol gazeux et un effluent monomère pré-purifié liquide. Ladite séparation gaz-liquide permet de réduire encore la quantité de diol, de préférence d’éthylène glycol (MEG), et avantageusement la quantité de composé léger éventuels comme le DEG, restant dans l’effluent monomères pré-purifié, voire éliminer le diol résiduel, en récupérant dans ledit effluent diol gazeux plus de 50% poids, de préférence plus 70% poids, de manière préférée plus de 90% poids du diol et avantageusement des composés légers éventuels éventuellement entrainé(s) dans l’étape d) avec l’effluent monomère pré-purifié. La quantité de monomères entrainé dans ledit effluent diol gazeux est de préférence inférieure à 1% poids, de manière préférée inférieure à 0,1% poids et de manière plus préférée inférieure à 0,01% poids par rapport à la quantité de monomères présent dans l’effluent monomères pré-purifié. Ledit effluent diol gazeux est ensuite avantageusement condensé, et envoyé à l’étape f). Eventuellement, tout ou partie dudit effluent diol condensé peut être recyclé avec l’effluent diol issu de l’étape f) vers l’étape a) et/ou l’étape b) et/ou en mélange dans l’étape e). Dans le cas où le procédé comprend cette section de séparation gaz-liquide optionnelle, c’est l’effluent monomères pré-purifié liquide obtenu à l’issue de ladite section gaz-liquide optionnelle qui est envoyé vers l’étape e). Étape e) de décoloration Le procédé selon l’invention comprend une étape de décoloration de l’effluent monomères pré-purifié issu de l’étape d), produisant un effluent monomères purifié. Ladite étape e) permet avantageusement d’éliminer les colorants résiduels de l’effluent monomères pré-purifié, en particulier les colorants dont le point d’ébullition est inférieur au point de coupe, c’est-à-dire aux conditions de température et pression mises en œuvre notamment dans l’étape d) de séparation du monomère. En effet, ces derniers, entrainés avec l’effluent monomères pré-purifié qu’ils colorent, peuvent ainsi être éliminés de manière efficace par adsorption dans ladite étape e). Avantageusement, ladite étape e) met en œuvre au moins une section d’adsorption comprenant au moins un adsorbeur et est opérée en présence d’au moins un adsorbant, et de préférence jusqu’à cinq adsorbants différents, à une température comprise entre 100 et 200°C, de préférence entre 100 et 170°C, et de manière préférée entre 120 et 150°C, et préférentiellement à une pression entre 0,1 et 1,0 MPa, en particulier entre 0,1 et 0,8 MPa et plus particulièrement entre 0,2 et 0,5 MPa. Lorsque la section d’adsorption comprend deux ou plus adsorbants différents, lesdits adsorbants différents sont en mélange ou placés en série dans ladite section d’adsorption, de préférence en série et plus préférentiellement chacun des adsorbants étant dans des adsorbeurs (par exemple réacteurs ou colonnes) différents placés en série. Selon l’invention, des adsorbants sont dits différents lorsque leur nature et/ou leur composition et/ou leur granulométrie et/ou leurs caractéristiques texturales, comme le volume poreux, est(sont) différente(s). Le(s)dit(s) adsorbant(s) peu(ven)t être tout adsorbant connu de l’Homme du métier apte à capter les colorants, telles que les charbons actifs, les alumines et les argiles. Avantageusement, au moins un adsorbant est choisi parmi les charbons actifs. Ladite section d’adsorption est mise avantageusement en œuvre en mode lit fixe traversé, c’est-à-dire dans au moins un adsorbeur à lit fixe d’adsorbant(s), en particulier au moins une colonne d’adsorbant(s), pouvant fonctionner en mode ascendant ou descendant, de manière préférée en mode ascendant, ou dans au moins un réacteur agité en continu, appelé encore « Continuous Stirring Tank Reactor » (CSTR) selon le terme anglo-saxon. Dans le cas où la section est mise en œuvre dans au moins un réacteur agité de type CSTR, le ou les réacteur(s) est(sont) suivi(s) d’un système de filtration pour récupérer ledit (ou lesdits) adsorbant(s) qui est(sont) en suspension dans le liquide traité. De manière préférée, la section d’adsorption est mise en œuvre en mode lit fixe traversé. Avantageusement, ladite section d’adsorption comprend plusieurs colonnes d’adsorbant(s) en lit fixe, en particulier au moins deux colonnes d’adsorbant(s), de préférence entre 2 et 4 colonnes du même adsorbant, en particulier deux colonnes du même adsorbant. Lorsque la section d’adsorption comprend deux colonnes du même adsorbant, un mode de fonctionnement peut être un fonctionnement appelé « swing », selon le terme anglo-saxon consacré, dans lequel l’une des colonnes est en ligne tandis que l’autre colonne est en réserve. Lorsque l’adsorbant de la colonne en ligne est usé, cette colonne est isolée tandis que la colonne en réserve est mise en ligne. L’adsorbant usé peut être ensuite régénéré in-situ et/ou remplacé par de l’adsorbant frais pour à nouveau être remis en ligne une fois que l’autre colonne a été isolée. Un autre mode de fonctionnement des colonnes d’adsorbants est d’avoir au moins deux colonnes fonctionnant en série ; lorsque l’adsorbant de la colonne en tête (c’est-à-dire la première colonne de la série) est usé, cette première colonne est isolée et l’adsorbant usée est soit régénéré in-situ ou remplacé par de l’adsorbant frais. La colonne est ensuite remise en ligne en dernière position dans la série de colonne et ainsi de suite. Ce fonctionnement est appelé « lead-lag », selon le terme anglo-saxon consacré. Ladite étape e) met également en œuvre avantageusement une section de mélange de l’effluent monomères pré-purifié issu de l’étape d), avec un effluent diol, de préférence une fraction de l’effluent diol purifié issu de l’étape f) éventuellement en mélange avec un appoint de diol externe et/ou une fraction de l’effluent diol liquide issu de l’étape c). Lorsqu’elle est présente, ladite section de mélange est de préférence située en amont de la section d’adsorption. De préférence, la quantité d’effluent diol, issu très avantageusement d’une fraction de l’effluent diol issu de l’étape f) éventuellement en mélange avec un appoint de diol externe et/ou une fraction de l’effluent diol liquide issu de l’étape c), introduite dans la section de mélange est ajustée de sorte que l’effluent monomères pré-purifié représente entre 20 et 90% poids, préférentiellement entre 30 et 80% poids, de manière préférée entre 50 et 75% poids, du poids total du mélange de ladite section de mélange. Ladite section de mélange est avantageusement opérée à une température comprise entre 100 et 250°C, de préférence entre 110 et 200°C, et de manière préférée entre 120 et 180°C, et à une pression comprise entre 0,1 et 1,0 MPa, de préférence entre 0,1 et 0,8 MPa, et de manière préférée entre 0,2 et 0,5 MPa. L’effluent diol, de préférence la fraction de l’effluent diol issu de l’étape f) éventuellement en mélange avec un appoint de diol externe et/ou une fraction de l’effluent diol liquide issu de l’étape c), peut être chauffé, préalablement à ladite section de mélange, de préférence à la température à laquelle la section de mélange est opérée. Avantageusement, la section de mélange met en œuvre un mélangeur statique ou dynamique, de manière préférée un mélangeur statique. L’étape e) de décoloration peut également comprendre avantageusement une phase de régénération dudit (ou desdits) adsorbant(s). L’effluent monomères purifié obtenu à l’issue de l’étape e) du procédé de l’invention est pratiquement incolore voire incolore, à l’œil. De préférence, l’effluent monomères purifié est caractérisé par spectrométrie UV-visible afin d’identifier la présence de bandes d’absorption dans le domaine du visible, c’est-à-dire entre 400 et 800 nm. De préférence, l’effluent monomères purifié est caractérisé selon cette méthode, c’est-à-dire par spectrométrie UV-visible, entre 400 et 800 nm, à une température supérieure au point de fusion de l’effluent caractérisé, c’est-à-dire en milieu liquide, soit de préférence entre 120°C et 150°C, et avec un trajet optique de 5 mm. L’effluent monomères purifié obtenu selon l’invention présente un spectre ne montrant aucune bande d’absorption significative (c’est-à-dire ne pouvant pas être différenciée du bruit de fond) dans la gamme des longueurs d’onde visible (c’est-à-dire entre 400 et 800 nm). L’effluent monomère purifié alimente avantageusement une étape de polymérisation connue de l’Homme du métier en vue de produire du PET que rien ne distingue du PET vierge, avantageusement en aval de l’alimentation en éthylène glycol, en acide téréphtalique ou en diméthyltéréphtalate suivant l’étape de polymérisation retenue. L’alimentation de l’effluent monomère purifié dans une étape de polymérisation permet de diminuer d’un débit équivalent l’alimentation en diméthyltéréphtalate ou en acide téréphtalique. Etape f) de purification du diol Le procédé selon l’invention comprend une étape f) de purification de diol, alimentée par au moins un effluent diol gazeux et au moins un effluent diol liquide issus de l’étape c) de séparation du diol, opérée à une température entre 40 et 250°C, de préférence entre 70 et 220°C, et à une pression entre 0,001 et 0,2 MPa, de préférence entre 0,004 et 0,1 MPa, et produisant, au moins, un effluent diol purifié et un ou plusieurs, de préférence un à trois, préférentiellement deux, effluent(s) impuretés. Ledit effluent diol purifié contient plus de 90% poids, de préférence plus de 95% poids, de manière préférée plus de 99% poids, de diol, ledit diol étant de préférence l’éthylène glycol. Ladite étape de purification permet de récupérer plus de 80 % poids, de préférence plus de 90% poids, de manière préférée plus de 95% poids, du diol, ledit diol étant de préférence l’éthylène glycol, contenu dans le ou les effluent(s) diol gazeux et le ou les effluent(s) diol liquide(s) alimentant ladite étape f). L’étape f) a pour fonction principale de séparer tout ou partie des impuretés entrainées avec le diol non réagi, de préférence l’éthylène glycol, et séparé à l’étape c), et d’obtenir la pureté requise pour l’effluent diol avant son recyclage vers l’étape a) et/ou l’étape b) et/ou l’étape e). L’étape f) de purification de diol comprend, au moins, avantageusement une section de purification mettant en œuvre une séparation par différence de volatilité, par séparation gaz-liquide ou distillation, de préférence par distillation. Selon l’invention, le terme « distillation » signifie une séparation par différence de volatilité, réalisée de préférence dans une ou plusieurs colonne(s) comprenant ou non un rebouilleur et/ou un condenseur. Avantageusement, ladite section de purification comprend au moins une phase de séparation des impuretés, avantageusement une phase de séparation des impuretés plus légères que le diol, le diol étant de préférence l’éthylène glycol, comprises dans les effluents diol gazeux et liquide(s) issus de l’étape c) et alimentant l’étape f), et une phase de séparation des impuretés plus lourdes que le diol, de préférence l’éthylène glycol, comprises dans lesdits effluents diol gazeux et liquide(s). Ladite section de purification, de préférence par distillation, met en œuvre au moins une colonne de distillation équipée d’internes connus de l’Homme Du Métier pour réaliser une opération de distillation. Par exemple, la ou les colonnes de distillation sont avantageusement équipées de plateaux ou de garnissage vrac ou garnissage structuré. Selon un mode de réalisation préféré de l’invention, ladite section de purification comprend une colonne de distillation, de préférence équipée d’un condenseur en tête de colonne et d’un rebouilleur en pied de colonne, alimentée par au moins un effluent diol gazeux et au moins un effluent diol liquide, issus de l’étape c), sur le même plateau théorique ou sur des plateaux théoriques différents, et produit un effluent distillat en particulier riche en impuretés légères, avantageusement soutiré en tête de colonne et constituant un effluent impuretés légères, un effluent résidu en particulier riche en impuretés lourdes, avantageusement soutiré en fond de colonne et constituant un effluent impuretés lourdes, et un effluent diol purifié avantageusement soutiré latéralement entre la position de soutirage de l’effluent distillat et de l'effluent résidu. Dans ce mode de réalisation, ladite colonne de distillation comprend avantageusement entre 10 et 50 plateaux théoriques, de préférence entre 15 et 35 plateaux théoriques. Selon un autre mode de réalisation préféré de l’invention, ladite section de purification comprend au moins deux colonnes de distillation et de préférence jusqu’à 4 colonnes de distillation, de manière préférée deux colonnes de distillation, en particulier au moins une colonne d’étêtage comprenant entre 3 et 25 plateaux théoriques, de préférence entre 8 et 20 plateaux théoriques et permettant de séparer les impuretés plus légères que le diol, le diol étant de préférence l’éthylène glycol, et une colonne d’équeutage comprenant entre 10 et 50 plateaux théoriques, de préférence entre 15 et 35 plateaux théoriques, préférentiellement équipée d’un condenseur et d’un rebouilleur, et permettant de séparer les impuretés plus lourdes que le diol, le diol étant de préférence l’éthylène glycol. La colonne d’étêtage peut être placée en amont de la colonne d’équeutage ou inversement. Dans tous les cas, le distillat soutiré en tête de colonne d’étêtage est un effluent d’impuretés légères et le résidu soutiré en pied de colonne d’équeutage est un effluent impuretés lourdes. Avantageusement, au moins un effluent diol gazeux, au moins un effluent diol liquide ou au moins un effluent diol gazeux et un effluent diol liquide, aliment(ent) la colonne d’équeutage et/ou la colonne d’étêtage sur le même plateau théorique ou sur des plateaux théoriques différents. La configuration d’alimentation de la ou des colonnes de distillation de ladite section de purification par au moins un effluent diol gazeux et au moins un effluent diol liquide, lesdites alimentations en au moins un effluent diol gazeux et en au moins un effluent diol liquide étant éventuellement étagées, c’est-à-dire réalisées sur des plateaux théoriques différents de la(des) colonnes de distillation de ladite section de purification, est particulièrement avantageuse car elle permet de réduire la consommation énergétique de l’étape f) et plus globalement du procédé, tout en assurant une purification optimale de l’effluent diol, de manière préférée une purification optimale de l’éthylène glycol, en vue de son recyclage vers les étapes a) et/ou b) et ou e) du procédé de l’invention. Avantageusement, la section de purification f) peut comprendre une ou plusieurs opérations de filtration. Avantageusement, la section de purification f) peut également comprendre une section de décoloration, par exemple par adsorption sur solide (par exemple sur charbon actif) pour éliminer des colorants éventuellement entrainés avec le diol. Avantageusement, ladite étape f) peut également comprendre une section d’élimination des composés organiques volatiles par combustion thermique ou catalytique desdits composés pour éviter leur rejet dans l’environnement. De manière non exhaustive, ladite section de traitement des impuretés comprend une filtration si présence de particules solides et un système de combustion catalytique ou non. L’effluent diol purifié obtenu à l’issue de l’étape f) du procédé selon l’invention peut alors être envoyé, en tout ou partie, vers au moins les étapes a), b) et e) du procédé selon l’invention. La figure et les exemples suivants illustrent l'invention sans en limiter la portée. Exemples Dans les exemples suivants, les étapes a) de conditionnement, b) de dépolymérisation, d) de séparation du monomère et e) de décoloration sont identiques et décrites ci-dessous. Seules varient les étape c) de séparation du diol et f) de purification du diol, entre les procédés décrits dans les Exemples 1 (conforme à l’invention) et 2 (non conforme). La Figure 1 schématise le procédé de dépolymérisation de l’Exemple 1, conforme à l’invention. Une charge polyester (1) comprenant en particulier 20% poids de PET opaque est issue des filières de collecte et de tri pour être traitée. 4 t/h de paillettes de ladite charge polyester (1) comprenant 20% poids de PET opaque qui contient lui-même 6,2% poids de pigment TiO 2 , sont portés à une température de 250°C (étape a) et puis injectés avec 11,5 t/h d’éthylène glycol (MEG) (10) issu d’une fraction de l’effluent MEG purifié (9) obtenu à l’étape f) et d’un appoint en MEG frais (17), dans un premier réacteur agité maintenu à 250°C puis dans un second et un troisième réacteur agité maintenus à 220°C (étape b). Les réacteurs sont maintenus à une pression de 0,4 MPa. Le temps de séjour, défini comme le rapport du volume liquide dans le réacteur par la somme des débits volumiques liquides entrant dans le réacteur, est fixé à 20 min dans le premier réacteur et 2,1 h dans le second et troisième réacteur. A la sortie du troisième réacteur, l’effluent réactionnel (3) est constitué de 64,2 % poids de MEG (mono-éthylène glycol), 25,8 % poids de monomère diester composé très majoritairement de BHET (comprenant 95% poids de BHET ou plus), 3,1 % poids de DEG (di-éthylène glycol), 0,48 % poids d’eau, 0,32 % poids de TiO 2 , et 6,1 % poids de composés lourds contenant entre autres des dimères et/ou oligomères de BHET. L’éthylène glycol présent dans l’effluent réactionnel (3) est séparé par évaporation (étape c) dans une succession de 2 ballons flash à des températures allant de 180°C à 120°C et des pressions de 0,04 MPa à 0,004 MPa et d’un évaporateur à film raclé opéré à 175°C et 0,0005 MPa. A l’issue de cette étape d’évaporation (étape c), un flux liquide riche en BHET (4) de 5,00 t/h et trois flux gaz riches en MEG sont récupérés. A la sortie du premier ballon flash, un flux gaz MEG 1 de 8,54 t/h et composé de 96,4 % poids de MEG est récupéré. A la sortie du second ballon flash, un flux gaz MEG 2 de 0,85 t/h et composé de 96,8 % poids de MEG est récupéré. A la sortie de l’évaporateur à film raclé, un flux gaz MEG 3 de 1,11 t/h et composé de 79,4 % poids de MEG est récupéré. Le flux liquide riche en BHET constitue l’effluent BHET liquide (4) et est constitué de 79,7% poids de monomère diester BHET, 0,17 % poids de MEG, 0,19 % poids de DEG et 1,0 % poids de TiO 2 et 18,94 % poids de composés lourds contenant entre autres des dimères de BHET. L’effluent BHET liquide (4) est ensuite injecté dans un évaporateur court-trajet, autrement appelé distillation court-trajet ou short-path distillation en dénomination anglophone, opérée à une pression de 20 Pa (étape d). Une huile chaude à 215°C permet l’évaporation du BHET qui est ensuite condensé dans l’évaporateur court-trajet à 130°C pour donner un flux liquide de BHET pré-purifié (5) correspondant à l’effluent monomères pré-purifié. Le temps de séjour dans l’évaporateur court-trajet est de 1 min. Le flux liquide de BHET pré-purifié (5) représente un débit de 3,8 t/h et est récupéré comme distillat de l’évaporateur court-trajet. Il est constitué de 99 % poids de monomère diester BHET et est exempt de traces de TiO 2 . Un résidu lourd (14), correspondant à l’effluent impuretés lourdes, avec un débit de 1,2 t/h est récupéré comme résidu de l’évaporateur court-trajet et est constitué de 18,5 % poids de monomère diester BHET, 77,4% poids d’oligomères de BHET et 4,1 % poids de TiO 2 . Une partie (16) du résidu lourd (14) est purgée, l’autre partie (15) peut être recyclée vers l’étape réactionnelle (étape b). L’effluent gaz est condensé à 130°C pour donner un flux liquide de BHET pré-purifié (5). Le flux liquide de BHET pré-purifié (5) et contenant 99% poids de diester BHET est comprimé jusqu’à 0,15 MPa et est envoyé vers l’étape e) de décoloration. Il alimente d’abord une section de mélange qui est alimentée également en une fraction (11) de l’effluent MEG purifié (9) issu de l’étape f) de purification du diol. Le débit d’alimentation en ladite fraction (11) de l’effluent MEG purifié est ajusté de sorte que ledit flux liquide de BHET représente 50% poids du mélange final. Ladite section est opérée à 150°C, à une pression de 0,15 MPa. Le mélange obtenu alimente ensuite une section d’adsorption (étape e) constituée de deux colonnes chacune remplie d’un adsorbant. La section d’adsorption est opérée à 150°C, à une pression de 0,15 MPa. Une colonne est mise sous flux, l’autre restant en réserve. L’adsorbant utilisé pour le remplissage des deux colonnes est un charbon actif constitué d’extrudés cylindriques de 0.8 mm de diamètre, référence ROY 0.8 de la société Cabot Norit. Le temps de séjour est fixé à 3 h. L’effluent monomères purifié (6) est obtenu est sortie de colonne d’adsorption. La coloration de l’effluent (6) en sortie de colonne est suivie par spectrométrie UV-visible in situ, à l’aide d’une sonde UV-visible de la marque Hellma, série Falcata, trajet optique 5 mm. La coloration est suivie entre 400 et 800 nm, via l’apparition d’une bande d’absorption significative sur cette plage de longueur d’onde. L’apparition d’une coloration, identifiée via l’apparition d’une bande d’absorption autour de 450 nm, est observée au bout de 7 jours. Ce temps définit la durée de fonctionnement de la colonne avant de passer le flux à traiter sur la colonne en réserve. La colonne contenant l’adsorbant usé est soit déchargée, soit régénérée avant d’être remise en fonctionnement sur le flux une fois la colonne en réserve usée. EXEMPLE 1 - CONFORME Dans l’exemple 1 conforme selon l’invention, le flux gaz MEG 1 issu du premier ballon flash n’est pas condensé. Il constitue l’effluent MEG gazeux (7). Le flux gaz MEG 2 issu du second ballon flash est totalement condensé à 85°C et 0,0011 MPa pour donner un effluent MEG liquide (8). Le flux gaz MEG 3 issu de l’évaporateur à film raclé est totalement condensé à 72°C et 0,0004 MPa pour donner un effluent MEG liquide (8’). L’effluent MEG gazeux (7) et les effluents MEG liquides (8) et (8’) sont envoyés vers une étape f) de purification du diol. L’étape f) de purification du diol met en œuvre une colonne de distillation comprenant un condenseur, un rebouilleur et 30 plateaux théoriques, et opérée en tête à 0,025 MPa. L’effluent MEG gazeux (7) alimente directement la colonne au plateau 23. L’effluent MEG liquide (8’) est comprimé à 0,1 MPa et préchauffé à 112°C dans un échangeur par échange thermique avec le résidu soutiré en fond de la colonne de distillation. L’effluent MEG liquide (8’) préchauffé est ensuite mélangé à l’effluent MEG liquide (8), préalablement comprimé à 0,1 MPa, puis le mélange MEG liquide alimente la colonne de distillation au plateau 23. Un distillat liquide riche en eau est soutiré en tête de colonne après le condenseur à une température de 65°C. Le distillat liquide riche en eau contient 93,5 % poids d’eau. Il constitue un effluent impuretés légères (12). Un résidu liquide riche en DEG est soutiré en fond de colonne au niveau du rebouilleur à une température de 200°C. Le résidu liquide riche en DEG contient 95 % poids de DEG. Il constitue un effluent impuretés lourdes (13). Un flux liquide de MEG purifié est soutiré au niveau du plateau 4 à une température de 154°C. La pureté du flux de MEG purifié est de 99,8 % poids en MEG. Il constitue un effluent diol purifié (9). L’effluent diol purifié (9) peut ainsi être pour une part (10) recyclé vers le réacteur de dépolymérisation (étape b) en mélange (avec un appoint de MEG frais (17), externe au procédé, et pour une autre part envoyé vers l’étape de décoloration (étape e). La consommation énergétique en fluide caloporteur chaud sur les étapes c) de séparation du diol, f) de purification du diol et sur le procédé global est reporté dans le tableau 1 ci-dessous. Consommation énergétique Etape c) Etape f) Procédé global MW 1,72 0,92 4,02 L’alimentation de la colonne de distillation de l’étape f) de purification du diol par un flux gaz et un flux liquide permet d’obtenir un flux de MEG purifié, contenant 99,8% poids de MEG (éthylène glycol) tout en présentant une consommation énergétique raisonnable en fluide caloporteur chaud notamment pour ladite étape f) (0,92 MW). EXEMPLE 2 – NON CONFORME Dans l’exemple 2 non conforme selon l’invention, le flux gaz MEG 1 issu du premier ballon flash est totalement condensé à 140°C et 0,024 MPa pour donner un flux MEG liquide 1. Le flux gaz MEG 2 issu du second ballon flash est totalement condensé à 85°C et 0,0011 MPa pour donner un flux MEG liquide 2. Le flux gaz MEG 3 issu de l’évaporateur à film raclé est totalement condensé à 72°C et 0,0004 MPa pour donner un flux MEG liquide 3. L’étape f) de purification du diol est constitué d’une colonne de distillation comprenant un condenseur, un rebouilleur et 30 plateaux théoriques, et opérée en tête à 0,025 MPa. Le flux MEG liquide 1 et le flux MEG liquide 2 sont comprimés à 0,1 MPa. Le flux MEG liquide 3 est comprimé à 0,1 MPa et préchauffé à 112°C par échange thermique dans un échangeur avec le résidu soutiré en fond de la colonne de distillation. Le flux MEG liquide 3 préchauffé est ensuite mélangé aux flux MEG liquide 1 et 2, puis le mélange MEG liquide alimente la colonne de distillation de l’étape f) de purification du diol au plateau 23. Un distillat liquide riche en eau est soutiré en tête de colonne après le condenseur à une température de 65°C. Le distillat liquide riche en eau contient 93,5 % poids d’eau. Un résidu liquide riche en DEG est soutiré en fond de colonne au niveau du rebouilleur à une température de 200°C. Le résidu liquide riche en DEG contient 95 % poids de DEG. Un flux liquide de MEG purifié est soutiré au niveau du plateau 4 à une température de 154 C. La pureté du flux de MEG purifié est de 99,8 % poids en MEG. La consommation énergétique en fluide caloporteur chaud sur les étapes c) de séparation du diol, f) de purification du diol et sur le procédé global est reporté dans le tableau 2 ci-dessous. Consommation énergétique Etape c) Etape f) Procédé global MW 1,72 2,84 6,03 L’alimentation de la colonne de distillation de l’étape f) de purification du diol par un flux gaz (l’effluent MEG gazeux) et un flux liquide (mélange des effluents MEG liquides (8) et (8’)), comme dans le procédé décrit dans l’Exemple 1 conforme à l’invention (4,02 MW de consommation énergétique en fluide caloporteur du procédé global), permet de réduire la consommation énergétique globale en fluide caloporteur du procédé par rapport à un procédé comme décrit dans l’Exemple 2 non conforme (6,03 MW de consommation énergétique en fluide caloporteur du procédé global) et dans lequel la colonne de distillation de l’étape f) de purification du diol est alimenté uniquement par un flux liquide (mélange des flux MEG liquides 1, 2 et 3). Procédé de dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du polyéthylène téréphtalate (PET), ledit procédé comprenant : a) une étape de conditionnement comprenant une section de conditionnement alimentée au moins par ladite charge polyester, pour produire un flux conditionné ; b) une étape de dépolymérisation par glycolyse alimentée au moins par le flux conditionné, opérée à une température comprise entre 180 et 400°C, et un temps de séjour compris entre 0,1 et 10 h, en présence de diol de sorte que la quantité molaire totale de diol est ajustée entre 1 à 20 moles de diol par mole de diester de ladite charge polyester ; c) une étape de séparation du diol alimentée au moins par l’effluent de l’étape b), opérée à une température comprise entre 60 et 250°C, à une pression inférieure à celle de l’étape b) et produisant au moins un effluent diol gazeux, au moins un effluent diol liquide et un effluent monomères liquide, ladite étape de séparation du diol étant mise en œuvre dans une section de séparation gaz-liquide ou une succession de deux à cinq sections de séparation gaz-liquide successives produisant chacune un effluent gaz et un effluent liquide, l’effluent liquide de la section antérieure alimentant la section ultérieure, l’effluent liquide issu de la dernière section de séparation gaz-liquide constituant l’effluent monomères liquide, le ou les effluent(s) gaz issu(s) de l’étape c), au moins en partie, constituant un ou plusieurs effluent(s) diol gazeux, le ou les effluent(s) gaz issu(s) de l’étape c), au moins en partie, est(sont) condensé(s) pour constituer un ou plusieurs effluent(s) diol liquide(s) ; d) une étape de séparation de l’effluent monomères liquide issu de l’étape c) en un effluent impuretés lourdes et un effluent monomères pré-purifié, opérée à une température inférieure à 250°C et une pression inférieure à 0,001 MPa, avec un temps de séjour liquide inférieur à 10 min, e) une étape de décoloration de l’effluent monomères pré-purifié issu de l’étape d), mettant en œuvre au moins une section d’adsorption comprenant au moins un adsorbeur, opérée en présence d’au moins un adsorbant, à une température comprise entre 100 et 200°C, pour produire un effluent monomères purifié. f) une étape de purification de diol, alimentée par au moins un effluent diol gazeux et au moins un effluent diol liquide issus de l’étape c), opérée à une température entre 40 et 250°C, et à une pression entre 0,001 et 0,2 MPa et produisant, au moins, un effluent diol purifié et un ou plusieurs effluent(s) impuretés. Procédé selon la revendication 1 dans lequel ladite charge polyester comprend au moins 50% poids, de préférence au moins 70% poids, de manière préférée au moins 90% poids de polyéthylène téréphtalate. 3. Procédé selon la revendication 1 ou 2 dans lequel ladite charge polyester comprend au moins du PET opaque, de préférence au moins 10% en poids, de manière très préférée au moins 15% poids, de PET opaque. 4. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel ladite charge polyester comprend entre 0,1% et 10% poids de pigments, de préférence entre 0,1 et 5% poids de pigments. 5. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’étape c) est opérée à une température comprise entre 90 et 220°C, de manière préférée entre 100 et 210°C. 6. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel la pression dans l’étape c) est comprise entre 0,00001 et 0,2 MPa, de préférence entre 0,00004 et 0,15 MPa, de manière préférée entre 0,00004 et 0,1 MPa. 7. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’étape c) comprend au moins trois, de préférence trois, sections de séparation gaz-liquide successives, l’effluent gaz issu de la première section gaz-liquide constituant un effluent diol gazeux, directement envoyé à l’étape f), l’effluent gaz issu de la dernière section de séparation gaz-liquide étant condensé pour constituer un effluent diol liquide qui est ensuite envoyé à l’étape f), le ou les effluents gaz issu(s) de la ou des section(s) de séparation gaz-liquide entre la première et la dernière section de séparation gaz-liquide étant condensé(s) ou maintenu(s) à l’état gazeux, avant d’être envoyé(s) à l’étape f). 8. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’étape f) de purification de diol est opérée à une température entre 70 et 220°C. 9. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’étape f) de purification de diol est opérée à une pression entre 0,004 et 0,1 MPa. 10. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’étape f) de purification de diol comprend une section de purification, de préférence mettant en œuvre une séparation par distillation. 11. Procédé selon la revendication 10 dans lequel ladite section de purification comprend une colonne de distillation, alimentée par au moins un effluent diol gazeux et au moins un effluent diol liquide, issus de l’étape c), sur le même plateau théorique ou sur des plateaux théoriques différents, et produit un effluent distillat constituant un effluent impuretés légères, un effluent résidu constituant un effluent impuretés légères et un effluent diol purifié, ladite colonne de distillation comprenant avantageusement entre 10 et 50 plateaux théoriques, de préférence entre 15 et 35 plateaux théoriques. 12. Procédé selon la revendication 10 dans lequel ladite section de purification comprend au moins deux colonnes de distillation, en particulier au moins une colonne d’étêtage comprenant entre 3 et 25 plateaux théoriques, de préférence entre 8 et 20 plateaux théoriques, et une colonne d’équeutage comprenant entre 10 et 50 plateaux théoriques, de préférence entre 15 et 35 plateaux théoriques, est un effluent d’impuretés légères étant soutiré en tête de colonne d’étêtage et un effluent impuretés lourdes étant soutiré en pied de colonne d’équeutage. 13. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel la section de conditionnement de l’étape a) est opérée dans une extrudeuse, de préférence avec un temps de séjour inférieur ou égale à 5h, de préférence inférieur ou égale à 1h, préférentiellement inférieur ou égale à 30 min, de manière préférée inférieur ou égale à 10 min, et de préférence supérieure ou égale à 2 min, avantageusement à une température entre 150 et 300°C, de préférence entre 225 et 275°C, et à une pression entre 0,1 MPa et 20 MPa. 14. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel la section de conditionnement de l’étape a) comprend une zone de conditionnement mise en œuvre à une température entre 150 et 300°C, préférentiellement entre 225 et 275°C, puis une phase de contact charge-diol dans laquelle la charge polyester est mise en contact avec un flux diol, de préférence comprenant au moins une fraction de l’effluent diol purifié issu de l’étape f) éventuellement en mélange avec un appoint de diol externe et/ou une fraction de l’effluent diol liquide issu de l’étape c), de sorte que le nombre de moles de diol dudit flux diol par rapport au nombre de moles de diester dans ladite charge polyester soit compris entre 0,05 et 10, de préférence entre 0,15 et 6,0, de manière préférée entre 0,3 et 3,0. 15. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel ladite étape e) met en œuvre une section de mélange de l’effluent monomères pré-purifié issu de l’étape d), avec un effluent diol, de préférence une fraction de l’effluent diol purifié issu de l’étape f) éventuellement en mélange avec un appoint de diol externe et/ou une fraction de l’effluent diol liquide issu de l’étape c), de sorte que l’effluent monomères pré-purifié représente entre 20 et 90% poids, préférentiellement entre 30 et 80% poids, de manière préférée entre 50 et 75% poids, du poids total du mélange, ladite section de mélange étant opérée à une température comprise entre 100 et 250°C et à une pression comprise entre 0,1 et 1,0 MPa.