Brevet FR3104463A1 — publié le 20210618

Catalyseur d’hydrogénolyse susceptible d’être obtenu par le procédé comprenant au moins les étapes suivantes : a) on met en contact le support d’alumine avec au moins un additif organique ; b) on met en contact le support d’alumine avec au moins un sel métallique de nickel et au moins un sel métallique de molybdène ; c) on chauffe sous agitation le mélange solide obtenu à l’issue des étapes a) et b) ; d) on sèche le précurseur de catalyseur à l’issue de l’étape c) ; e) on réalise une étape de traitement thermique du précurseur de catalyseur séché obtenu à l’issue de l’étape d). CATALYSEUR D’HYDROGENOLYSE OBTENU A PARTIR DE SELS FONDUS ET D’UN ADDITIF ORGANIQUE L’invention porte sur la conversion d’aromatiques dans le cadre de la production d’aromatiques pour la pétrochimie (benzène, toluène, paraxylène, orthoxylène). Le complexe aromatique est alimenté par des charges C6 à C10+, les alkyles aromatiques y sont extraits puis convertis en intermédiaires souhaités. Les produits d’intérêt sont des aromatiques avec 0, 1 ou 2 méthyles, les xylènes ayant la plus forte valeur marchande. Il convient donc de disposer de groupes méthyles. Etat de la technique Une réaction d’hydrodéalkylation est une réaction de déalkylation (substitution, dans une molécule, d'un atome d'hydrogène à un radical alkyle) dans laquelle la suppression du groupe alkyle des molécules de type aromatiques est effectuée en présence d’hydrogène. Spécifiquement, il s’agit d’une coupure terminale de la chaine alkyle au « raz » du noyau. La catalyse peut être de type acide, utilisée notamment sur les chaines alkyles à 2 carbones et plus mais très peu performante pour les méthyles, ou métallique, lorsqu’on souhaite notamment convertir les méthyles. La conversion des méthyles est utilisée notamment pour la réduction du point de coupe des essences pour laquelle toutes les molécules doivent perdre des carbones, ou pour la production de benzène pour laquelle la réaction est poussée au maximum pour ne conserver que le noyau aromatique. Une réaction d’hydrogénolyse est une réaction chimique par laquelle une liaison covalente carbone-carbone ou carbone-hétéroatome est décomposée ou subit une lyse par action d'hydrogène. Une réaction d’hydrodéalkylation peut donc être considérée comme une réaction d’hydrogénolyse de la liaison carbone-carbone entre un alkyle et un noyau aromatique. En revanche, une réaction d’hydrogénolyse concerne également les liaisons carbone-carbone interne au groupement alkyle à 2 carbones ou plus. Il est connu de l’art antérieur des unités d’hydrodéalkylation, principalement utilisées pour produire du benzène à haute pureté à partir de toluène. Les procédés LITOL® et DETOL® de McDermott (anciennement CB&I) sont des exemples d’hydrodéalkylation pouvant être soit thermiques soit catalytiques. Les unités commerciales d’hydrodéalkylation exploitent généralement une catalyse métallique ce qui implique une réaction de type hydrogénolyse. Le terme hydrodéalkylation n’est donc pas exclusif et les alkyles à 2 carbones et plus y subissent également une hydrogénolyse. Ce type d’unités peut être nommé unité d’hydrogénolyse des alkyles-aromatiques. Les unités citées ci-dessus sont utilisées soit pour produire du benzène à partir de mono aromatique plus lourds (toluène, xylènes, etc…), soit pour réduire le point de coupe des essences. Aucun soin particulier n’est porté à la quantité totale de méthyles disponibles après l’unité de conversion. La publication « Hydrogenolysis of ethylbenzene over a supported nickel catalyst derived from nickel hydroaluminate » de C. Hoang-Van, B. L. Villemin et S.J. Teichnern, paru dans Journal of Catalysis, volume 105, pages 469-477 (1987), décrit l’utilisation d’un catalyseur à base de nickel pour réaliser l’hydrolyse de l’éthylbenzène en toluène, benzène et paraffines. Cet article montre que les catalyseurs à base de nickel réalisent l’hydrogénolyse de l’éthylbenzène avec une sélectivité sur le carbone aliphatique. Dans ce document, seul les catalyseurs à base de nickel sont évoqués, et l’hydrogénation du cycle aromatique est toujours observée en parallèle de la voie d’hydrogénolyse. De plus, le cas de mélange de charge n’est pas évoqué. Le brevet US 4,177,219 décrit des catalyseurs pour la conversion d’éthyl-aromatiques vers les méthyls aromatiques. Ce brevet détaille une voie de transformation réalisant la conversion des éthyl-aromatiques en méthyl-aromatiques. Il détaille dans son état de l’art des catalyseurs utilisables sur l’hydrogénolyse des méthyl-aromatiques ou plus pour produire du benzène, catalyseurs basés sur le nickel ou sur des métaux plus nobles (ruthénium). Le cobalt et les alliages de chrome sont également cités. Ce brevet propose un catalyseur allié à base d’un métal groupe VIII promu par du zinc sur une alumine comprenant une surface spécifique d’au moins 100 m²/g comme catalyseur de choix pour la conversion sélective d’éthyl-aromatiques en méthyl-aromatiques. La publication « Hydrodealkylation of alkylbenzenes on a nickel-molybdenum/alumina catalyst » de K. J. Jik, J. Uchytil, et M. Kraus, paru dans Applied Catalysis, volume 35, pages 289-298 (1987), décrit l’utilisation de catalyseurs à base de Ni et Mo pour l’hydrodéalkylation des aromatiques. Le catalyseur est un catalyseur comprenant 3,4% NiO et 17,7% MoO 3 sur alumine. Les constantes de vitesse d’hydrogénolyse ont été calculées pour ce catalyseur et montrent que dans les conditions ciblées, le catalyseur est plus actif sur les triméthylbenzènes que sur les éthylbenzène (en regardant les vitesses partielles par nature ce fonction). Le concept de sélectivité entre groupe éthyle et méthyle n’est pas explicitement détaillé dans cette publication, l’objectif étant l’hydrodéalkylation complète. Par ailleurs, de nombreux procédés de synthèse sont connus de l’art antérieur pour améliorer la réductibilité de la phase métallique ou encore pour contrôler les tailles de particules. Parmi ces méthodes, l’utilisation de sels fondus en tant que précurseurs de la phase active d’un catalyseur ou d’une masse de captation est connue de la littérature. Par exemple, le document US 5,036,032 divulgue une méthode de préparation de catalyseur supporté à base de cobalt par la mise en contact (de l’ordre de quelques dizaines de secondes) d’un support dans un bain de sel fondu de nitrate de cobalt, suivi d’une étape de séchage et de réduction sans calcination intermédiaire. Cette méthode permet la localisation préférentielle de la phase cobalt en périphérie du support. Néanmoins, la méthode ne permet pas un contrôle précis de la quantité de phase active (ici le cobalt) déposée en raison du temps de contact très court et d’autre part le type de catalyseur obtenu n’est pas adapté à une mise en œuvre dans un réacteur opérant en phase liquide avec un catalyseur en suspension (appelé "slurry reactor" ou "slurry" selon la terminologie anglo-saxonne) en raison de la perte de métal par attrition trop importante. D’autre part, l’absence d’étape de calcination est risquée puisque la réaction entre l’élément réduction et les nitrates dans le solide est très exothermique. Enfin, cette méthode nécessite de manipuler de grandes quantités de nitrate de cobalt (toxique) sous forme liquide et en température, avec des ratio d’environ 4 grammes de précurseurs de phase active pour 1 gramme de support. Les catalyseurs obtenus par cette voie de préparation sont utilisés pour la synthèse d’hydrocarbures Fischer-Tropsch. Il est connu de Chem. Mater., 1999, 11, p.1999-2007 de préparer des phosphates mixtes par une voie de type sels fondus. Le mélange réactionnel contient un sel de précurseur métallique (notamment Ni(NO 3 ) 2 ou Co(No 3 ) 2 ), une source de phosphore (NH 4 HPO 4 ), et un nitrate de métal alcalin (Na ou K). Ces préparations sont réalisées à des températures élevées de l’ordre de 400 à 450°C. Des solides de type phosphates mixtes sont obtenus, par exemple Na 3 Ni 2 (P 2 O 7 )PO 4 , K 2 Ni 4 (PO 4 ) 2 P 2 O 7 ou Na 9 Co 3 (PO 4 ) 5 . Ces solides peuvent trouver des applications en échange d’ions, conduction ionique à haute température ou en catalyse. Le document GB 191308864 divulgue un procédé de synthèse de catalyseur massique à base de nickel ou de cobalt pour la production d’hydrogène par reformage à la vapeur (« steam -reforming » selon la terminologie anglo-saxonne). Ces catalyseurs peuvent être obtenus par liquéfaction de sels métalliques à température modérées puis coulées dans un moule avant traitement thermique de calcination. La publication de J.-Y. Tilquin intitulée « Intercalation of CoCl 2 into graphite: Mixing method vs molten salt method » publiée dans Carbon, 35(2), p. 299-306, 1997, propose l’utilisation sous forme de sel fondu d’un mélange CoCl 2 -NaCl à haute température (450-580°C) pour l’intercalation entre des feuillets de graphite. Ces composés d’intercalation de graphite trouvent des applications en catalyse pour la réduction de l’oxygène dans les piles à combustibles à électrolyte polymère. Le document EP 2921227 divulgue un catalyseur Fischer-Tropsch à base d’un métal du groupe VIIIB déposé sur un support d’oxydes comprenant de l’alumine, de la silice, une spinelle et du phosphore ainsi que son procédé de fabrication. Ce procédé comprend la préparation du support oxyde ainsi que l’imprégnation de ce support avec une solution aqueuse d’un précurseur de métal suivi d’un séchage et d’une calcination. Dans le cas de teneurs en métaux élevées, l’imprégnation/séchage/calcination de la phase active en plusieurs étapes est préférée. Objets de l’invention Dans le contexte précédemment décrit, un premier but de la présente invention est de surmonter les problèmes de l’art antérieur et de réaliser l’hydrogénolyse des éthyl-aromatiques sélective permettant notamment de diminuer l’hydrogénolyse des méthyl-aromatiques, d’augmenter les taux de groupes méthyles sur les aromatiques, de conserver un maximum de cycles aromatiques, et de limiter les réactions secondaires sur les produits formés. Selon un premier aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un procédé d’hydrogénolyse dans lequel on traite une charge hydrocarbonée riche en composés aromatiques ayant au moins 8 atomes de carbone, au moyen d’un apport en hydrogène et en présence d’un catalyseur pour convertir en groupes méthyles des chaines alkyles en C2+ des composés aromatiques, pour produire un effluent d’hydrogénolyse enrichi en composés aromatiques substitués en méthyles. Ledit procédé d’hydrogénolyse est réalisé avec les conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 300°C et 550°C ; - pression comprise entre 0,1 et 3 MPa ; - rapport molaire H2/HC compris entre 1 et 10 ; - PPH comprise entre 0,1 et 50 h -1 . La présente invention concerne ainsi un nouveau type de catalyseur bimétallique à base de nickel (Ni) et de molybdène (Mo), particulièrement actif, et particulièrement sélectif pour l’hydrogénolyse d’éthyl-aromatiques, la conservation des méthyl-aromatiques, et la limitation des réactions de déméthylation sur les produits formés. Le procédé de préparation du catalyseur conduit à un catalyseur présentant une taille de particule de NiMo inférieure à 18 nm, conférant une activité intrinsèque de la phase active importante. Par ailleurs, le procédé de préparation du catalyseur mis en œuvre dans le cadre de la présente invention permet, sans ajout de solvant et donc en un nombre d’étapes très limité et surtout inférieur au procédé de préparation classique (i.e. par imprégnation), l’obtention d’un catalyseur dont les performances catalytiques sont au moins aussi bonnes voir supérieures aux catalyseurs classiques. Un premier objet selon l’invention concerne un catalyseur d’hydrogénolyse comprenant une phase active bimétallique à base de nickel et de molybdène (NiMo) et un support d’alumine, ledit catalyseur comprenant une teneur en nickel est comprise entre 0,1 et 25% poids en élément nickel par rapport au poids total du catalyseur, une teneur en molybdène comprise entre 0,1 et 20% poids en élément molybdène par rapport au poids total du catalyseur, le ratio molaire entre le molybdène sur le nickel (Mo/Ni) étant compris entre 0,2 et 0,9, la taille des particules de NiMo dans le catalyseur, mesurée sous forme oxyde, est inférieure à 18 nm, ledit catalyseur étant susceptible d’être obtenu par le procédé comprenant au moins les étapes suivantes : a) on met en contact le support d’alumine avec au moins un additif organique comprenant de l’oxygène et/ou de l’azote, le ratio molaire entre l’additif organique et le nickel étant supérieur à 0,05 mol/mol ; puis b) on met en contact le précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape a) avec au moins un sel métallique de nickel et au moins un sel métallique de molybdène, à une température inférieure à la température de fusion desdits sels métalliques, pour former un mélange solide, le rapport massique entre ledit sel métallique de nickel et le support d’alumine étant compris entre 0,1 et 2,3 ; c) on chauffe sous agitation le mélange solide obtenu à l’issue de l’étape b) à une température comprise entre la température du fusion desdits sels métalliques et 200°C, pour obtenir un précurseur de catalyseur ; d) on sèche le précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape c) à une température inférieure à 250°C pour obtenir un précurseur de catalyseur séché ; e) on réalise une étape de traitement thermique du précurseur de catalyseur séché obtenu à l’issue de l’étape d) à une température comprise entre 250 et 1000°C. De préférence, la taille des particules de NiMo dans le catalyseur, mesurée sous forme oxyde, est comprise entre 0,5 et 12 nm. De préférence, le ratio molaire de molybdène sur le nickel (Mo/Ni) est compris entre 0,4 et 0,9. Un autre objet selon l’invention concerne un procédé de préparation d’un catalyseur d’hydrogénolyse comprenant les étapes suivantes : a) on met en contact le support d’alumine avec au moins un additif organique comprenant de l’oxygène et/ou de l’azote, le ratio molaire entre l’additif organique et le nickel étant supérieur à 0,05 mol/mol ; puis b) on met en contact le précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape a) avec au moins un sel métallique de nickel et au moins un sel métallique de molybdène, à une température inférieure à la température de fusion desdits sels métalliques, pour former un mélange solide, le rapport massique entre ledit sel métallique de nickel et le support d’alumine étant compris entre 0,1 et 2,3 ; c) on chauffe sous agitation le mélange solide obtenu à l’issue de l’étape b) à une température comprise entre la température du fusion desdits sels métalliques et 200°C, pour obtenir un précurseur de catalyseur ; d) on sèche le précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape c) à une température inférieure à 250°C pour obtenir un précurseur de catalyseur séché ; e) on réalise une étape de traitement thermique du précurseur de catalyseur séché obtenu à l’issue de l’étape d) à une température comprise entre 250 et 1000°C. De préférence, la température de fusion desdits sels métalliques est comprise entre 20°C et 150°C. De préférence, ledit sel métallique de nickel est le nitrate de nickel hexahydraté. De préférence, ledit sel métallique de molybdène est l’heptamolybdate d'ammonium tétrahydraté. Selon un mode de réalisation selon l’invention, l’étape c) est réalisée en utilisant deux paliers de température, la température du premier palier étant supérieure ou égale à 50°C et inférieure à 80°C, et la température du second palier étant comprise entre 80 et 200°C. De préférence, le rapport molaire entre ledit additif organique introduit à l’étape a) et l’élément nickel introduit à l’étape b) est compris entre 0,1 et 5,0 mol/mol. De préférence, l’additif organique est choisi parmi les aldéhydes renfermant 1 à 14 atomes de carbone par molécule, les cétones ou polycétones renfermant 3 à 18 atomes de carbone par molécule, les éthers et les esters renfermant 2 à 14 atomes de carbone par molécule, les alcools ou polyalcools renfermant 1 à 14 atomes de carbone par molécule et les acides carboxyliques ou polyacides carboxyliques renfermant 1 à 14 atomes de carbone par molécule, ou une combinaison des différents groupes fonctionnels ci-dessus Plus préférentiellement, ledit additif organique de l’étape a) est choisi parmi l'acide formique, le formaldéhyde, l'acide acétique, l’acide citrique, l’acide oxalique, l’acide glycolique, l’acide malonique, l’acide lévulinique, l'éthanol, le méthanol, le formiate d'éthyle, le formiate de méthyle, le paraldéhyde, l'acétaldéhyde, l’acide gamma-valérolactone, le glucose et le sorbitol. Plus préférentiellement, l’additif organique est choisi parmi l’acide citrique, l’acide formique, l’acide glycolique, l’acide lévulinique et l’acide oxalique. De préférence, l’étape c) est réalisée au moyen d’un tambour fonctionnant à une vitesse comprise entre 4 et 70 tours par minute. De préférence, à l’étape b) le rapport massique entre ledit sel métallique de nickel et le support d’alumine est compris entre 0,2 et 2. Un autre objet selon l’invention concerne un procédé d’hydrogénolyse dans lequel on traite une charge hydrocarbonée comprenant des composés aromatiques ayant au moins 8 atomes de carbone, au moyen d’un apport en hydrogène et en présence d’un catalyseur, pour convertir en groupes méthyles des chaines alkyles en C2+ desdits composés aromatiques et produire un effluent d’hydrogénolyse enrichi en composés aromatiques substitués en méthyles, dans lequel le procédé d’hydrogénolyse est réalisé avec à une température comprise entre 300°C et 550°C, une pression comprise entre 0,1 et 3 MPa, un rapport molaire H 2 /HC compris entre 1 et 10, une PPH comprise entre 0,1 et 50 h -1 , et en présence d’un catalyseur selon l’invention ou obtenu selon le procédé de préparation selon l’invention. Description détaillée de l’invention Définitions Dans la suite, les groupes d'éléments chimiques sont donnés selon la classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, éditeur CRC press, rédacteur en chef D.R. Lide, 81ème édition, 2000-2001). Par exemple, le groupe VIII selon la classification CAS correspond aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC. On entend par la surface spécifique du catalyseur ou du support utilisé pour la préparation du catalyseur selon l'invention, la surface spécifique B.E.T. déterminée par adsorption d’azote conformément à la norme ASTM D 3663-78 établie à partir de la méthode BRUNAUER-EMMETT-TELLER décrite dans le périodique « The Journal of American Society », 60, 309, (1938). Dans la présente demande, le terme «comprendre » est synonyme de (signifie la même chose que) « inclure » et « contenir », et est inclusif ou ouvert et n’exclut pas d’autres éléments non récités. Il est entendu que le terme « comprendre » inclut le terme exclusif et fermé « consister ». Par « macropores », on entend des pores dont l’ouverture est supérieure à 50 nm. Par « mésopores », on entend des pores dont l’ouverture est comprise entre 2 nm et 50 nm, bornes incluses. Par « micropores », on entend des pores dont l’ouverture est inférieure à 2 nm. On entend par volume poreux total du catalyseur ou du support utilisé pour la préparation du catalyseur selon l'invention le volume mesuré par intrusion au porosimètre à mercure selon la norme ASTM D4284-83 à une pression maximale de 4000 bar (400 MPa), utilisant une tension de surface de 484 dyne/cm et un angle de contact de 140°. L'angle de mouillage a été pris égal à 140° en suivant les recommandations de l'ouvrage « Techniques de l'ingénieur, traité analyse et caractérisation », pages 1050-1055, écrit par Jean Charpin et Bernard Rasneur. Afin d'obtenir une meilleure précision, la valeur du volume poreux total correspond à la valeur du volume poreux total mesuré par intrusion au porosimètre à mercure mesurée sur l'échantillon moins la valeur du volume poreux total mesuré par intrusion au porosimètre à mercure mesurée sur le même échantillon pour une pression correspondant à 30 psi (environ 0,2 MPa). Le volume des macropores et des mésopores est mesuré par porosimétrie par intrusion de mercure selon la norme ASTM D4284-83 à une pression maximale de 4000 bar (400 MPa), utilisant une tension de surface de 484 dyne/cm et un angle de contact de 140°. On fixe à 0,2 MPa la valeur à partir de laquelle le mercure remplit tous les vides intergranulaires, et on considère qu'au-delà le mercure pénètre dans les pores de l'échantillon. Le volume macroporeux du catalyseur ou du support utilisé pour la préparation du catalyseur selon l'invention est défini comme étant le volume cumulé de mercure introduit à une pression comprise entre 0,2 MPa et 30 MPa, correspondant au volume contenu dans les pores de diamètre apparent supérieur à 50 nm. Le volume mésoporeux du catalyseur ou du support utilisé pour la préparation du catalyseur selon l'invention est défini comme étant le volume cumulé de mercure introduit à une pression comprise entre 30 MPa et 400 MPa, correspondant au volume contenu dans les pores de diamètre apparent compris entre 2 et 50 nm. Le volume des micropores est mesuré par porosimétrie à l’azote. L'analyse quantitative de la microporosité est effectuée à partir de la méthode "t" (méthode de Lippens-De Boer, 1965) qui correspond à une transformée de l'isotherme d'adsorption de départ comme décrit dans l'ouvrage « Adsorption by powders and porous solids. Principles, methodology and applications » écrit par F. Rouquérol, J. Rouquérol et K. Sing, Academic Press, 1999. On définit également le diamètre médian mésoporeux comme étant le diamètre tel que tous les pores, parmi l’ensemble des pores constituant le volume mésoporeux, de taille inférieure à ce diamètre constituent 50% du volume mésoporeux total déterminé par intrusion au porosimètre à mercure. On définit également le diamètre médian macroporeux comme étant le diamètre tel que tous les pores, parmi l’ensemble des pores constituant le volume macroporeux, de taille inférieure à ce diamètre constituent 50% du volume macroporeux total déterminé par intrusion au porosimètre à mercure. On entend par « taille des particules de NiMo » le diamètre des cristallites de NiMo sous forme oxyde. Le diamètre des cristallites de NiMo sous forme oxyde est déterminé avantageusement par microscopie électronique à transmission (MET). La teneur en nickel ou en molybdène est mesurée par fluorescence X. Catalyseur Le catalyseur selon l’invention comprend, de préférence est constitué de, une phase active bimétallique à base de nickel pour notamment favoriser l’hydrogénolyse terminale des chaines alkyles, et à base de molybdène, métal sélectivant pour limiter les positions d’adsorption des aromatiques sur les particules métalliques, et un support d’alumine. La teneur en nickel est comprise entre 0,1 et 25% poids dudit élément par rapport au poids total du catalyseur, de manière préférée entre 0,2 et 15%, et encore plus préférentiellement entre 0,5 et 10% poids par rapport au poids total du catalyseur. La teneur en molybdène est comprise entre 0,1 et 20% poids dudit élément par rapport au poids total du catalyseur, de préférence entre 0,2 et 18% poids, de manière préférée entre 0,4 et 15% poids par rapport au poids total du catalyseur. Selon l’invention, le catalyseur comprend un ratio molaire de molybdène sur le nickel (Mo/Ni) compris entre 0,2 et 0,9 (mol/mol), de manière préférée entre 0,4 et 0,9, et encore plus préférentiellement entre 0,5 et 0,9. La taille des particules de NiMo, mesurée sous forme oxyde, dans le catalyseur est inférieure à 18 nm, plus préférentiellement comprise entre 0,5 et 12 nm, de manière préférée comprise entre 1 et 8 nm, de manière encore plus préférée entre 1 et 6 nm, et encore plus préférentiellement entre 1 et 5 nm. Ledit catalyseur est généralement présenté sous toutes les formes connues de l'Homme du métier, par exemple sous forme de billes (ayant généralement un diamètre compris entre 1 et 8 mm), d’extrudés, de tablettes, de cylindres creux. De préférence, il est constitué d'extrudés de diamètre généralement compris entre 0,5 et 10 mm, de préférence entre 0,8 et 3,2 mm et de manière très préférée entre 1,0 et 2,5 mm et de longueur moyenne comprise entre 0,5 et 20 mm. On entend par « diamètre moyen » des extrudés le diamètre moyen du cercle circonscrit à la section droite de ces extrudés. Le catalyseur peut être avantageusement présenté sous la forme d'extrudés cylindriques, multilobés, trilobés ou quadrilobés. De préférence sa forme sera trilobée ou quadrilobée. La forme des lobes pourra être ajustée selon toutes les méthodes connues de l'art antérieur. La surface spécifique du catalyseur est généralement supérieure ou égale à 30 m 2 /g, de préférence supérieure ou égale à 50 m 2 /g, plus préférentiellement comprise entre 60 m 2 /g et 500 m 2 /g, et encore plus préférentiellement comprise entre 70 m 2 /g et 400 m 2 /g. Le volume total poreux du catalyseur est généralement compris entre 0,1 et 1,5 cm 3 /g, de préférence compris entre 0,35 et 1,2 cm 3 /g, et encore plus préférentiellement compris entre 0,4 et 1,0 cm 3 /g, et encore plus préférentiellement entre 0,45 et 0,9 cm 3 /g. Le catalyseur présente avantageusement un volume macroporeux inférieur ou égal à 0,6 mL/g, de préférence inférieur ou égal à 0,5 mL/g, plus préférentiellement inférieur ou égal à 0,4 mL/g, et encore plus préférentiellement inférieur ou égal à 0,3 mL/g. Le volume mésoporeux du catalyseur est généralement d'au moins 0,10 mL/g, de préférence d’au moins 0,20 mL/g, de manière préférée compris entre 0,25 mL/g et 0,80 mL/g, de manière plus préférée entre 0,30 et 0,65 mL/g. Le diamètre médian mésoporeux du catalyseur est avantageusement compris entre 3 nm et 25 nm, et de préférence entre 6 et 20 nm, et de manière particulièrement préférée compris entre 8 et 18 nm. Le catalyseur présente avantageusement un diamètre médian macroporeux compris entre 50 et 1500 nm, de préférence entre 80 et 1000 nm, de manière encore plus préférée compris entre 250 et 800 nm. De préférence, le catalyseur présente une faible microporosité, de manière très préférée il ne présente aucune microporosité. Support Selon l’invention, le support est une alumine c'est-à-dire que le support comporte au moins 95%, de préférence au moins 98%, et de manière particulièrement préférée au moins 99% poids d'alumine par rapport au poids du support. L’alumine présente généralement une structure cristallographique du type alumine delta, gamma ou thêta, seule ou en mélange. Selon l'invention, le support d’alumine, peut comprendre des impuretés telles que les oxydes de métaux des groupes IIA, IIIB, IVB, IIB, IIIA, IVA selon la classification CAS, de préférence la silice, le dioxyde de titane, le dioxyde de zirconium, l'oxyde de zinc, l'oxyde de magnésium et l'oxyde de calcium, ou encore des métaux alcalins, de préférence le lithium, le sodium ou le potassium, et/ou les alcalino-terreux, de préférence le magnésium, le calcium, le strontium ou le baryum ou encore du soufre. La surface spécifique du support est généralement supérieure ou égale à 30 m 2 /g, de préférence supérieure ou égale à 50 m 2 /g, plus préférentiellement comprise entre 60 m 2 /g et 500 m 2 /g, et encore plus préférentiellement comprise entre 70 m 2 /g et 400 m 2 /g. Le volume total poreux du support est généralement compris entre 0,1 et 1,5 cm 3 /g, de préférence compris entre 0,35 et 1,2 cm 3 /g, et encore plus préférentiellement compris entre 0,4 et 1,0 cm 3 /g, et encore plus préférentiellement entre 0,45 et 0,9 cm 3 /g. Le support présente avantageusement un volume macroporeux inférieur ou égal à 0,6 mL/g, de préférence inférieur ou égal à 0,5 mL/g, plus préférentiellement inférieur ou égal à 0,4 mL/g, et encore plus préférentiellement inférieur ou égal à 0,3 mL/g. Le volume mésoporeux du support est généralement d'au moins 0,10 mL/g, de préférence d’au moins 0,20 mL/g, de manière préférée compris entre 0,25 mL/g et 0,80 mL/g, de manière plus préférée entre 0,30 et 0,65 mL/g. Le diamètre médian mésoporeux du support est avantageusement compris entre 3 nm et 25 nm, et de préférence entre 6 et 20 nm, et de manière particulièrement préférée compris entre 8 et 18 nm. Le support présente avantageusement un diamètre médian macroporeux compris entre 50 et 1500 nm, de préférence entre 80 et 1000 nm, de manière encore plus préférée compris entre 250 et 800 nm. De préférence, le support présente une faible microporosité, de manière très préférée il ne présente aucune microporosité. Procédé de préparation Les étapes du procédé de préparation du catalyseur sont décrites en détail ci-après. Etape a) Selon l’étape a) du procédé de préparation du catalyseur, on met en contact le support avec au moins un additif organique comprenant de l’oxygène et/ou de l’azote, de préférence choisi parmi les aldéhydes renfermant de 1 à 14 atomes de carbone par molécule (de préférence de 2 à 12), les cétones ou polycétones renfermant de 3 à 18 (de préférence de 3 à 12) atomes de carbone par molécule, les éthers ou les esters renfermant de 2 à 14 (de préférence de 3 à 12) atomes de carbone par molécule, les alcools ou polyalcools renfermant de 1 à 14 ( de préférence de 2 à 12) atomes de carbone par molécule et les acides carboxyliques ou polyacides carboxyliques renfermant de 1 à 14 (de préférence de 1 à 12) atomes de carbone par molécule. L’additif organique peut être composé d’une combinaison des différents groupes fonctionnels cités ci-dessus. L’additif organique doit être ajouté dans le procédé de préparation selon l’invention avant l’ajout des sels métalliques de nickel et de molybdène. De préférence, l’additif organique est choisi parmi l'acide formique HCOOH, le formaldéhyde CH 2 O, l'acide acétique CH 3 COOH, l’acide citrique, l’acide oxalique, l’acide glycolique (HOOC-CH 2 -OH), l’acide malonique (HOOC-CH 2 -COOH), l’acide lévulinique (CH 3 CCH 2 CH 2 CO 2 H), l'éthanol, le méthanol, le formiate d'éthyle HCOOC 2 H 5 , le formiate de méthyle HCOOCH 3 , le paraldéhyde (CH 3 -CHO) 3 , l'acétaldéhyde C 2 H 4 O, l’acide gamma-valérolactone (C 5 H 8 O 2 ), le glucose et le sorbitol. De manière particulièrement préférée, l’additif organique est choisi parmi l’acide citrique, l’acide formique, l’acide glycolique, l’acide lévulinique et l’acide oxalique. Dans un mode de réalisation selon l’invention, ladite étape a) est réalisée par mise en contact du support avec au moins un additif organique se présentant sous la forme d’une poudre. Dans un autre mode de réalisation selon l’invention, ladite étape a) est réalisée par mise en contact du support avec au moins un additif organique se présentant sous la forme d’une poudre dissous dans une quantité minimale d’eau. On entend par quantité minimale d’eau la quantité d’eau permettant la dissolution au moins partielle dudit additif organique dans l’eau. Cette quantité minimale d’eau ne peut pas être assimilable à un solvant. La mise en contact est généralement réalisée à une température entre 0 et 70°C, de préférence entre 10 et 60°C, et de manière particulièrement préférée à température ambiante. Selon l’étape a), la mise en contact dudit support poreux et de l’additif organique peut se faire par toute méthode connue de l’Homme du métier. De manière préférée, on pourra employer des mélangeur convectifs, des mélangeurs à tambour ou des mélangeurs statiques. L’étape a) est réalisée avantageusement pendant une durée comprise entre 5 minutes à 5 heures selon le type de mélangeur utilisé, de préférence entre 10 minutes et 4 heures. Selon l’invention, le ratio molaire entre l’additif organique et le nickel est supérieur à 0,05 mol/mol, de préférence compris entre 0,1 et 5 mol/mol, plus préférentiellement compris entre 0,12 et 3 mol/mol, et de façon encore plus préférée compris entre 0,15 et 2,5 mol/mol. A l’issue de l’étape a), on obtient un précurseur de catalyseur. Etape b ) Selon l’étape b), on met en contact le précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape a) avec au moins un sel métallique de nickel et au moins un sel métallique de molybdène, à une température inférieure à la température de fusion desdits sels métalliques, pendant une durée comprise avantageusement entre 5 minutes à 5 heures, pour former un mélange solide, le rapport massique entre ledit sel métallique de nickel et le support d’alumine étant compris entre 0,1 et 2,3, de préférence entre 0,2 et 2. De préférence, la température de fusion desdits sels métalliques de nickel et de molybdène est comprise entre 20°C et 150°C. De manière préférée lesdits sels métalliques sont hydratés. De manière préférée, le sel métallique de nickel est le nitrate de nickel hexahydraté (Ni(NO 3 ) 2 , 6H 2 O, T fusion = 56,7°C) et le sel métallique de molybdate est le heptamolybdate d'ammonium tétrahydraté ((NH 4 ) 6 Mo 7 O 24 , 4H 2 O, T fusion = 90°C). Selon l’étape b), la mise en contact dudit précurseur de catalyseur et du sel métallique de nickel et du sel métallique de molybdène peut se faire par toute méthode connue de l’Homme du métier. De manière préférée, on pourra employer des mélangeur convectifs, des mélangeurs à tambour ou des mélangeurs statiques. L’étape b) est réalisée avantageusement pendant une durée comprise entre 5 minutes à 5 heures selon le type de mélangeur utilisé, de préférence entre 10 minutes et 4 heures. En comparaison avec l’art antérieur décrit dans le document US 5,036,032 et reposant sur la mise en contact d’un support dans un bain de sels fondus, l’étape b) du procédé selon l’invention permet : - un contrôle optimisé de la quantité de métal déposée sur le catalyseur ; et - une dangerosité et un coût maitrisés du procédé de préparation par la minimisation des quantités de précurseur métalliques employées ne dépassant pas 1 gramme de précurseur métallique pour 1 gramme de support. Etape c ) Selon l’étape c), le mélange obtenu à l’issue de l’étape b) est chauffé sous agitation à une température comprise entre la température du fusion desdits sels métalliques de nickel et de molybdène et 200°C, et avantageusement sous pression atmosphérique. De préférence, la température est comprise entre 50 et 100°C. Avantageusement, l’étape c) est réalisée pendant une durée comprise entre 5 minutes et 12 heures, de manière préférée entre 5 minutes et 4 heures. Selon l’étape c), l’homogénéisation mécanique du mélange peut se faire par toute méthode connue de l’Homme du métier. De manière préférée, on pourra employer des mélangeurs convectifs, des mélangeurs à tambour ou des mélangeurs statiques. Encore plus préférentiellement, l’étape c) est réalisée au moyen d’un mélangeur à tambour dont la vitesse de rotation comprise entre 4 et 70 tours/minute, de préférence entre 10 et 60 tours/minute. En effet, si la rotation du tambour est trop élevée, la phase active du catalyseur ne sera pas répartie en croûte en périphérie du support, mais sera répartie de manière homogène dans tout le support, ce qui n’est pas souhaitable. Dans un mode de réalisation préféré, l’étape c) est réalisé en chauffant le mélange en utilisant deux paliers de température. Ces deux paliers de température permettent de faire fondre dans un premier temps le sel métallique de nickel, puis dans un deuxième temps le sel métallique de molybdène. Cela a pour effet d’obtenir les bonnes teneurs en nickel et en molybdène visées ainsi que le bon ratio molaire Mo/Ni. De préférence, le premier palier de température est supérieur ou égal à 50°C et inférieur à 80°C, et avantageusement sous pression atmosphérique. Ensuite le mélange est chauffé sous agitation à un deuxième palier de température compris entre 80°C et 200°C, de préférence entre 80°C et 100°C, et avantageusement sous pression atmosphérique. Etape d) Séchage du précurseur de catalyseur L’étape d) de séchage du précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape c) est effectuée à une température inférieure à 250°C, de préférence comprise entre 15 et 180°C, plus préférentiellement entre 30 et 160°C, encore plus préférentiellement entre 50 et 150°C, et de manière encore plus préférentielle entre 70 et 140°C, typiquement pendant une durée comprise entre 10 minutes et 24 heures. Des durées plus longues ne sont pas exclues, mais n’apportent pas nécessairement d’amélioration. La température de séchage de l’étape d) est en règle générale plus élevée que la température de chauffage de l’étape c). De préférence, la température de séchage de l’étape d) est au moins de 10°C plus élevée que la température de chauffage de l’étape c). L’étape de séchage peut être effectuée par toute technique connue de l’Homme du métier. Elle est avantageusement effectuée sous une atmosphère inerte ou sous une atmosphère contenant de l’oxygène ou sous un mélange de gaz inerte et d’oxygène. Elle est avantageusement effectuée à pression atmosphérique ou à pression réduite. De manière préférée, cette étape est réalisée à pression atmosphérique et en présence d’air ou d’azote. Etape e ) Traitement thermique du catalyseur séché Le précurseur de catalyseur séché subit une étape complémentaire de traitement thermique, avant l’étape f) optionnelle de réduction, à une température comprise entre 250 et 1000°C et de préférence entre 250 et 750°C, typiquement pendant une durée comprise entre 15 minutes et 10 heures, sous une atmosphère inerte ou sous une atmosphère contenant de l’oxygène, en présence d’eau ou non. Des durées de traitement plus longues ne sont pas exclues, mais n’apportent pas nécessaire d’amélioration. On entend par « traitement thermique » le traitement en température respectivement sans présence ou en présence d'eau. Dans ce dernier cas, le contact avec la vapeur d'eau peut se dérouler à pression atmosphérique ou en pression autogène. Plusieurs cycles combinés sans présence ou avec présence d'eau peuvent être réalisés. Après ce ou ces traitement(s), le précurseur de catalyseur comprend du NiMo sous forme oxyde. En cas de présence d’eau, la teneur en eau est de préférence comprise entre 150 et 900 grammes par kilogramme d'air sec, et de manière encore plus préférée, entre 250 et 650 grammes par kilogramme d'air sec. Etape f ) Réduction par un gaz réducteur (étape optionnelle) Préalablement à l’utilisation du catalyseur dans le réacteur catalytique et la mise en œuvre d’un procédé d'hydrogénation, on effectue avantageusement au moins une étape de traitement réducteur f) en présence d’un gaz réducteur après l’étape e) de manière à obtenir un catalyseur comprenant du nickel au moins partiellement sous forme métallique. Ce traitement permet d'activer ledit catalyseur et de former des particules métalliques, en particulier du nickel à l'état zéro valent. Ledit traitement réducteur peut être réalisé in-situ ou ex-situ c'est-à-dire après ou avant le chargement du catalyseur dans le réacteur d'hydrogénation. Le gaz réducteur est de préférence l'hydrogène. L'hydrogène peut être utilisé pur ou en mélange (par exemple un mélange hydrogène / azote, ou hydrogène / argon, ou hydrogène / méthane). Dans le cas où l'hydrogène est utilisé en mélange, toutes les proportions sont envisageables. Ledit traitement réducteur est réalisé à une température comprise entre 120 et 500°C, de préférence entre 150 et 450°C. Lorsque le catalyseur ne subit pas de passivation, ou subit un traitement réducteur avant passivation, le traitement réducteur est effectué à une température comprise entre 180 et 500°C, de préférence entre 200 et 450°C, et encore plus préférentiellement entre 350 et 450°C. Lorsque le catalyseur a subi au préalable une passivation, le traitement réducteur est généralement effectué à une température comprise entre 120 et 350°C, de préférence entre 150 et 350°C. La durée du traitement réducteur est généralement comprise entre 2 et 40 heures, de préférence entre 3 et 30 heures. La montée en température jusqu'à la température de réduction désirée est généralement lente, par exemple fixée entre 0,1 et 10°C/min, de préférence entre 0,3 et 7°C/min. Le débit d'hydrogène, exprimé en L/heure/gramme de catalyseur est compris entre 0,01 et 100 L/heure/gramme de catalyseur, de préférence entre 0,05 et 10 L/heure/gramme de catalyseur, de façon encore plus préférée entre 0,1 et 5 L/heure/gramme de catalyseur. Etape g ) Passivation (optionnelle) Le catalyseur préparé selon le procédé selon l'invention peut avantageusement subir une étape de passivation par un composé soufré qui permet d'améliorer la sélectivité des catalyseurs et d'éviter les emballements thermiques lors des démarrages de catalyseurs neufs (« run-away » selon la terminologie anglo-saxonne). La passivation consiste généralement à empoisonner irréversiblement par le composé soufré les sites actifs les plus virulents du nickel qui existent sur le catalyseur neuf et donc à atténuer l’activité du catalyseur en faveur de sa sélectivité. L'étape de passivation est réalisée par la mise en œuvre de méthodes connues de l'Homme du métier L'étape de passivation par un composé soufré est généralement effectuée à une température comprise entre 20 et 350°C, de préférence entre 40 et 200°C, pendant 10 à 240 minutes. Le composé soufré est par exemple choisi parmi les composés suivants: thiophène, thiophane, alkylmonosulfures tels que diméthylsulfure, diéthylsulfure, dipropylsulfure et propylméthylsulfure ou encore un disulfure organique de formule HO-R 1 -S-S-R 2 -OH tel que le di-thio-di-éthanol de formule HO-C 2 H 4 -S-S-C 2 H 4 -OH (appelé souvent DEODS). La teneur en soufre est généralement comprise entre 0,1 et 2 % poids dudit élément par rapport au poids total du catalyseur. Procédé d’hydrogénolyse La présente invention a également pour objet un procédé d’hydrogénolyse, utilisant un catalyseur selon l’invention ou un catalyseur préparé par le procédé de préparation selon l’invention, pour traiter une charge hydrocarbonée riche en composés aromatiques ayant au moins 8 atomes de carbone et transformer un ou plusieurs groupe(s) alkyle(s) à au moins deux atomes de carbone (groupes éthyle, propyle, butyle, isopropyle, etc..) fixé(s) sur un noyau benzénique, en un ou plusieurs groupe(s) méthyle(s), c’est-à-dire formé d’un seule groupe CH 3 . Le procédé d’hydrogénolyse selon l’invention permet de traiter la charge hydrocarbonée, au moyen d’un apport en hydrogène, et en présence du catalyseur selon l’invention, pour convertir en groupes méthyles des chaines alkyles en C2+ des composés aromatiques ; et produire un effluent d’hydrogénolyse enrichi en composés aromatiques substitués en méthyles par rapport à la charge hydrocarbonée. La réaction d’hydrogénolyse est réalisée avec les conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 300°C et 550°C, de préférence comprise entre 350°C et 500°C, préférentiellement comprise entre 370°C et 450, de façon encore plus préférée comprise entre 370 et 430°C (e.g. entre 380 et 410°C) ; et/ou - pression comprise entre 0,1 et 3 MPa, préférentiellement comprise entre 0,2 et 2 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 0,2 et 1 MPa ; et/ou - rapport molaire H 2 /HC (hydrocarbure) compris entre 1 et 10, et préférentiellement compris entre 1,5 et 6 ; et/ou - PPH comprise entre 0,1 et 50 h -1 , préférentiellement comprise entre 0,5 et 30 h -1 , et plus préférentiellement comprise entre 1 et 20 h -1 , (e.g. entre 1 et 7 h -1 ). Le terme PPH correspond au poids de charge hydrocarbonée horaire injecté rapporté au poids de catalyseur chargé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé d’hydrogénolyse est effectué dans un réacteur d’hydrogénolyse de type lit fixe ou lit mobile. Un lit mobile peut être défini comme étant un lit à écoulement gravitaire, tels que ceux rencontrés dans le reformage catalytique des essences. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé comprend de traiter l’effluent d’hydrogénolyse au moyen d’une unité de séparation pour produire une pluralité de coupes d’effluents liquides. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée est mélangée à l’apport en hydrogène dans le réacteur d’hydrogénolyse et/ou (e.g. directement) en amont du réacteur d’hydrogénolyse pour former un mélange de charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé d’hydrogénolyse comprend en outre de chauffer la charge hydrocarbonée ou le mélange de charge dans une unité de chauffe (e.g. directement) en amont du réacteur d’hydrogénolyse. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l'unité de chauffe est adaptée pour être utilisée dans les conditions opératoires suivantes : température d’entrée comprise entre 25°C et 400°C ; et/ou température de sortie comprise entre 300°C et 550°C. L’effluent de chauffe de l’unité de chauffe est envoyé (e.g. directement) vers le réacteur d’hydrogénolyse. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent d’hydrogénolyse est envoyé (e.g. directement) vers une unité de refroidissement (e.g. échangeur thermique) pour former un effluent d’hydrogénolyse refroidit. L’unité de refroidissement peut être précédée d’un équipement de récupération de chaleur de l’effluent utilisé pour préchauffer la charge hydrocarbonée ou le mélange de charge (e.g. en amont de l’unité de chauffe). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l'unité de refroidissement est adaptée pour être utilisée dans les conditions opératoires suivantes : température d’entrée comprise entre 100°C et 550°C ; et/ou température de sortie comprise entre 25°C et 400°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent d’hydrogénolyse refroidit est envoyé (e.g. directement) vers une unité de séparation d’effluent refroidit pour produire un effluent gazeux comprenant de l’hydrogène et un effluent liquide. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent gazeux est envoyé vers une unité de recyclage adaptée pour : comprimer et/ou purifier l’effluent gazeux ; optionnellement extraire un gaz de purge (e.g. méthane) de l’effluent gazeux ; et/ou mélanger l’effluent gazeux avec l’apport en hydrogène pour former un mélange d’hydrogène envoyé vers le réacteur d’hydrogénolyse et/ou (e.g. directement) mélangé avec la charge hydrocarbonée pour former le mélange d’effluent appauvri. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent liquide est envoyé vers l’unité de séparation pour produire la pluralité de coupes d’effluents liquides. La charge Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend au moins 90% poids, de préférence au moins 95% poids, plus préférentiellement au moins 98% poids (e.g. au moins 99% poids), de composés aromatiques (e.g. aromatiques comprenant au moins 8 atomes de carbones, tels que des aromatiques comprenant de 8 à 10 atomes de carbone) par rapport au poids total de la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les composés aromatiques de la charge hydrocarbonée comprennent au moins 50% poids, de préférence au moins 70% poids, plus préférentiellement au moins 90% poids (e.g. au moins 95% poids), de composés aromatiques comprenant au moins 9 atomes de carbone, par rapport au poids total des composés aromatiques de la charge hydrocarbonée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend au moins 90% poids, de préférence au moins 95% poids, plus préférentiellement au moins 98% poids (e.g. au moins 99% poids), de composés aromatiques comprenant 9 atomes de carbone par rapport au poids total de la charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend au moins 90% poids de molécules aromatiques ayant entre 8 et 10 atomes de carbones par rapport au poids total de la charge hydrocarbonée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend au moins un flux interne d’un complexe aromatique pour la production de paraxylène et/ou l’effluent d’hydrogénolyse est une charge envoyée vers un complexe aromatique pour la production de paraxylène. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend au moins 90% poids de molécules aromatiques ayant 8 atomes de carbones par rapport au poids total de ladite charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend un raffinat d’extraction de paraxylène. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le raffinat d’extraction de paraxylène comprend (e.g. essentiellement) de l’orthoxylène, du métaxylène et de l’éthylbenzène. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le raffinat d’extraction de paraxylène comprend (e.g. essentiellement) du métaxylène et de l’éthylbenzène. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend au moins 90% poids de molécules aromatiques ayant 9 atomes de carbones par rapport au poids total de ladite charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend des méthyle-éthyle-benzènes et éventuellement des tri-méthyle-benzènes. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend au moins 90% poids de molécules aromatiques ayant 10 atomes de carbones par rapport au poids total de la charge hydrocarbonée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend des tétra-méthyle-benzènes et/ou des di-méthyle-éthyle-benzènes et/ou des méthyle-propyle-benzènes. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge hydrocarbonée comprend moins de 1000 ppm poids, de préférence moins de 700 ppm poids, plus préférentiellement moins de 500 ppm poids, de façon encore plus préférée moins de 300 ppm poids, d’eau par rapport au poids total de la charge. Intégration à un complexe aromatique Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé d’hydrogénolyse est intégré dans un procédé de production de xylènes utilisant un complexe aromatique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le complexe aromatique est alimenté avec des coupes hydrocarbonées contenant majoritairement des molécules dont le nombre de carbone s’étend de 6 à 10. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les configurations suivantes du procédé d’hydrogénolyse intégré à un complexe aromatique sont envisagées : - le procédé d’hydrogénolyse est utilisé pour prétraiter une charge hydrocarbonée en amont du complexe aromatique. Dans ce cas, des flux externes peuvent directement alimenter le réacteur d’hydrogénolyse (exemple reformat de 6 à 10 carbones, coupe A9/A10, etc…), et les effluents du réacteur d’hydrogénolyse sont alors dirigés vers le complexe aromatique ; - un ou plusieurs procédés d’hydrogénolyse est utilisé pour traiter une ou plusieurs coupes internes au complexe aromatique. Dans ce cas, le réacteur d’hydrogénolyse peut être en partie ou totalement alimenté par un ou plusieurs flux en provenance d’unités (e.g. colonnes de fractionnement/distillation, lit mobile simulé) du complexe aromatique. Les effluents du réacteur d’hydrogénolyse sont alors également renvoyés au complexe aromatique ; - la combinaison des deux configurations définies ci-dessus est également possible et reste dans le cadre de la présente invention. Dans tous les cas, les effluents sont alors enrichis en aromatiques comprenant des groupes méthyles qui sont envoyés tout ou partie dans le complexe aromatique afin de produire des xylènes et optionnellement du benzène. Globalement, l’intégration du procédé d’hydrogénolyse selon l’invention au complexe aromatique augmente la production de paraxylène. L’invention va maintenant être illustrée via les exemples ci-après qui ne sont nullement limitatifs. Exemples Pour tous les catalyseurs mentionnés dans les exemples mentionnées ci-après, le support est une alumine AL-1 présentant une surface spécifique de 80 m²/g, un volume poreux de 0,7 mL/g et un diamètre poreux médian de 12 nm. Exemple 1 ( conforme ) 10 g de support d’alumine AL-1 sont mis en contact avec 0,86 g d’acide citrique dissous dans 5,4 g d’eau. Le solide ainsi obtenu est ensuite séché en étuve pendant 2 heures à 60°C puis 12 heures à 120°C. Ensuite, le support est mis en contact avec 6,67 g de nitrate de nickel hexa hydratée et 1,87 g d’heptamolybdate d’ammonium dans un tambour à 25°C qui tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes. Le tambour est ensuite mis à chauffer jusqu’à 62°C et tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes pendant 15 minutes. Le ratio molaire en poids entre l’acide citrique et le nickel est de 0,2. Une montée en température jusqu’à 90°C est ensuite effectuée. Cette température est maintenue pendant 20 minutes. Le catalyseur imprégné à sec est ensuite séché à 150°C pendant 30 min puis calciné à 280°C pendant au moins 45 minutes sous air sec. L’analyse FX du catalyseur A donne une teneur en Ni de 10% poids et en Mo de 7,63% poids (Mo/Ni = 0,47 en ratio atomique), par rapport au poids total du catalyseur. Le solide ainsi obtenu est ensuite séché en étuve pendant une nuit à 120°C, puis calciné sous un flux d’air de 1 L/h/g de catalyseur à 450°C pendant 2 heures. Les caractéristiques du catalyseur A ainsi obtenu sont reportées dans le tableau 1 ci-après. Exemple 2 ( conforme ) 10 g de support alumine AL-1 sont mis en contact avec 1,73 g d’acide citrique dissous dans 5 g d’eau. Le solide ainsi obtenu est ensuite séché en étuve pendant 2 heures à 60°C puis 12 heures à 120°C. Ensuite, le support est mis en contact avec 6,67 g de nitrate de nickel hexa hydratée et 1,87 g d’heptamolybdate d’ammonium dans un tambour à 25°C qui tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes. Le tambour est ensuite mis à chauffer jusqu’à 62°C et tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes pendant 15 minutes. Le ratio molaire en poids entre l’acide citrique et le nickel est de 0,4. Une montée en température jusqu’à 90°C est ensuite effectuée. Cette température est maintenue pendant 20 minutes. Le catalyseur imprégné à sec est ensuite séché à 150°C pendant 30 min puis calciné à 280°C pendant au moins 45 minutes sous air sec. L’analyse FX du catalyseur B donne une teneur en Ni de 10% poids et en Mo de 7,63% poids (Mo/Ni = 0,47 en ratio atomique), par rapport au poids total du catalyseur. Le solide ainsi obtenu est ensuite séché en étuve pendant une nuit à 120°C, puis calciné sous un flux d’air de 1 L/h/g de catalyseur à 450°C pendant 2 heures. Les caractéristiques du catalyseur B ainsi obtenu sont reportées dans le tableau 1 ci-après. Exemple 3 ( conforme ) 10 g de support d’alumine AL-1 sont mis en contact avec 0,37 g d’acide citrique dissous dans 5,4 g d’eau. Le solide ainsi obtenu est ensuite séché en étuve pendant 2 heures à 60°C puis 12 heures à 120°C. Ensuite, le support est mis en contact avec 2,88 g de nitrate de nickel hexa hydratée et 0,81 g d’heptamolybdate d’ammonium dans un tambour à 25°C qui tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes. Le tambour est ensuite mis à chauffer jusqu’à 62°C et tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes pendant 15 minutes. Le ratio molaire en poids entre l’acide citrique et le nickel est de 0,2. Une montée en température jusqu’à 90°C est ensuite effectuée. Cette température est maintenue pendant 20 minutes. Le catalyseur imprégné à sec est ensuite séché à 150°C pendant 30 min puis calciné à 280°C pendant au moins 45 minutes sous air sec. L’analyse FX du catalyseur C donne une teneur en Ni de 5% poids et en Mo de 3,81% poids (Mo/Ni = 0,47 en ratio atomique), par rapport au poids total du catalyseur. Le solide ainsi obtenu est ensuite séché en étuve pendant une nuit à 120°C, puis calciné sous un flux d’air de 1 L/h/g de catalyseur à 450°C pendant 2 heures. Les caractéristiques du catalyseur C ainsi obtenu sont reportées dans le tableau 1 ci-après. Exemple 4 ( conf orme) 10 g de support d’alumine AL-1 sont mis en contact avec 0,34 g d’acide glycolique dissous dans 5,4 g d’eau. Le solide ainsi obtenu est ensuite séché en étuve pendant 2 heures à 60°C puis 12 heures à 120°C. Ensuite, le support est mis en contact avec 6,67 g de nitrate de nickel hexa hydratée et 1,87 g d’heptamolybdate d’ammonium dans un tambour à 25°C qui tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes. Le tambour est ensuite mis à chauffer jusqu’à 62°C et tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes pendant 15 minutes. Le ratio molaire en poids entre l’acide glycolique et le nickel est de 0,2. Une montée en température jusqu’à 90°C est ensuite effectuée. Cette température est maintenue pendant 20 minutes. Le catalyseur imprégné à sec est ensuite séché à 150°C pendant 30 min puis calciné à 280°C pendant au moins 45 minutes sous air sec. L’analyse FX du catalyseur D donne une teneur en Ni de 10% poids et en Mo de 7,63% poids (Mo/Ni = 0,47 en ratio atomique), par rapport au poids total du catalyseur. Le solide ainsi obtenu est ensuite séché en étuve pendant une nuit à 120°C, puis calciné sous un flux d’air de 1 L/h/g de catalyseur à 450°C pendant 2 heures. Les caractéristiques du catalyseur D ainsi obtenu sont reportées dans le tableau 1 ci-après. Exemple 5 ( non conforme ) Dans cet exemple, l’additif organique est ajouté en même temps que le sel métallique de nickel et le sel métallique de molybdène sur le support (i.e. les étapes a) et b) sont réalisées simultanément). 10 g de support d’alumine AL-1 sont mis en contact avec 1,73 g d’acide citrique dans 5mL d’eau, 6,67 g de nitrate de nickel hexa hydratée et 1,87 g d’heptamolybdate d’ammonium dans un tambour à 25°C qui tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes. Le tambour est ensuite mis à chauffer jusqu’à 62°C et tourne à une vitesse de 40 à 50 tours par minutes pendant 15 minutes. Le ratio molaire en poids entre l’acide citrique et le nickel est de 0,4. Une montée en température jusqu’à 90°C est ensuite effectuée. Cette température est maintenue pendant 20 minutes. Le précurseur de catalyseur est ensuite séché à 150°C pendant 30 min puis calciné à 280°C pendant au moins 45 minutes sous air sec. L’analyse FX du catalyseur E donne une teneur en Ni de 10% poids et en Mo de 7,63% poids (Mo/Ni = 0,47 en ratio atomique) par rapport au poids total du catalyseur. Le solide ainsi obtenu est ensuite séché en étuve pendant une nuit à 120°C, puis calciné sous un flux d’air de 1 L/h/g de catalyseur à 450°C pendant 2 heures. Les caractéristiques du catalyseur E ainsi obtenu sont reportées dans le tableau 1 ci-après. Exemple 6 : Caractérisation Tous les catalyseurs contiennent les teneurs visées lors de l’imprégnation c'est-à-dire 15% pour les exemples 1, 2, 4 et 5 et de 5% pour l’exemple 3 en élément nickel (caractérisé par Fluorescence X) par rapport au poids total du catalyseur. La tailles de particules de NiMo obtenue après l’étape de calcination a été déterminée par microscopie électronique à transmission (MET) sur des échantillons de catalyseur sous forme de poudre (cf. tableau 1). Catalyseur Teneur Ni (% pds) Teneur Mo (% pds) Taille des particules de NiMo (nm) A (conforme) 10 7,63 2 B (conforme) 10 7,63 2,5 C (conforme) 5 3,81 2 D (conforme) 10 7,63 2 E (non conforme) 10 7,63 20 Exemple 8 : P rotocole de test des catalyseurs NiMo Les conditions opératoires de l’étape d’hydrogénolyse sont les suivantes : - température : 390°C ; - pression : 0,5 MPa ; - rapport molaire H 2 /HC : 3 mol/mol ; - P.P.H : 1 à 5 h -1 pour viser une conversion donnée de méthyl-éthylbenzène. La quantité de catalyseur chargée est de 0,016 g. La charge utilisée est un fond de reformat de composition suivante (cf. tableau 2) : Composé % mol n-propylbenzène 4,3 1-méthyl-2-éthylbenzène 10,0 1-méthyl-3-éthylbenzène 17,6 1-méthyl-4-éthylbenzène 8,9 1,2,3-triméthylbenzène 4,7 1,2,4-triméthylbenzène 38,9 1,3,5-triméthylbenzène 11,0 Autre composés plus lourds 4,6 Total 100,0 On définit par l’acronyme TMB la somme des 3 isomères de triméthylbenzène, et par MET la somme des 3 méthyl-éthylbenzène. On caractérise les performances du catalyseur par les indicateurs de performance suivants : - conversion TMB (%mol) = delta TMB (%mol) / TMB charge (%mol) ; - conversion MET (%mol) = delta MET (%mol) / MET charge (%mol) ; - méthyl en sortie / méthyl en entrée (%mol) = taux de méthyl alkyls sur aromatique en sortie / taux de méthyl sur aromatique en entrée ; - sélectivité benzène corrigée de la conversion des TMB (mol/mol) = (delta de benzène formé dans les produit / delta des A9+ transformés) / ((100-conversion des TMB)/100) ; - sélectivité toluène corrigée de la conversion des TMB (mol/mol) = (delta de toluène formé dans les produit / delta des A9+ transformés) / (1-conversion des TMB) ; - taux de conservation de cycles aromatiques = %mol de carbone aromatique en sortie / %mol carbone aromatique en entrée (mesuré par GC et calcul en fonction de la structure de la molécule). Pour chaque catalyseur, on fait des points avec une PPH basse et haute pour viser deux niveaux d’activité, activité exprimée en tant que conversion MET. On compare les catalyseurs à environ 60% de taux de conversion des MET. On regarde, à cette conversion MET, les conversions relatives de TMB pour examiner la sélectivité de la réaction, l’objectif étant de minimiser cette conversion de TMB. L’indicateur méthyl en sortie / méthyl en entrée est un indicateur en base 100, qui dépend de la charge, du taux de méthyl par rapport à une cible de création de méthyl donnée. Les indicateurs de performance des catalyseurs sont les suivants (tableau 3) : Catalyseur A B C D E Ni (% poids) 10 10 5 10 10 Mo (% poids) 7,63 7,63 3,815 7,63 7,63 Mo/Ni (mol/mol) 0,47 0,47 0,47 0,47 0,47 conversion MET (%mol) 61,8 62,3 62,5 62,9 62,9 conversion TMB (%mol) 22,7 23,0 23,4 25,6 27,4 méthyl en sortie / méthyl en entrée (%mol) 105,2 104,0 104,4 103,3 102,9 taux de conservation de cycles aromatiques (mol/mol) 98,8 99,3 98,9 99,1 91 La comparaison des catalyseurs A à E montre que les catalyseurs de type NiMo selon l’invention (A à D) sont plus sélectifs pour la conversion relative des TMB à iso conversion des MET. En effet, on conserve plus de TMB et le taux de méthyl est en hausse. Le taux de conservation des cycles aromatiques est aussi amélioré (i.e., taux d’hydrogénation d’aromatique plus limité). Catalyseur d’hydrogénolyse comprenant une phase active bimétallique à base de nickel et de molybdène (NiMo) et un support d’alumine, ledit catalyseur comprenant une teneur en nickel est comprise entre 0,1 et 25% poids en élément nickel par rapport au poids total du catalyseur, une teneur en molybdène comprise entre 0,1 et 20% poids en élément molybdène par rapport au poids total du catalyseur, le ratio molaire entre le molybdène sur le nickel (Mo/Ni) étant compris entre 0,2 et 0,9, la taille des particules de NiMo dans le catalyseur, mesurée sous forme oxyde, est inférieure à 18 nm, ledit catalyseur étant susceptible d’être obtenu par le procédé comprenant au moins les étapes suivantes : a) on met en contact le support d’alumine avec au moins un additif organique comprenant de l’oxygène et/ou de l’azote, le ratio molaire entre l’additif organique et le nickel étant supérieur à 0,05 mol/mol ; puis b) on met en contact le précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape a) avec au moins un sel métallique de nickel et au moins un sel métallique de molybdène, à une température inférieure à la température de fusion desdits sels métalliques, pour former un mélange solide, le rapport massique entre ledit sel métallique de nickel et le support d’alumine étant compris entre 0,1 et 2,3 ; c) on chauffe sous agitation le mélange solide obtenu à l’issue de l’étape b) à une température comprise entre la température du fusion desdits sels métalliques et 200°C, pour obtenir un précurseur de catalyseur ; d) on sèche le précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape c) à une température inférieure à 250°C pour obtenir un précurseur de catalyseur séché ; e) on réalise une étape de traitement thermique du précurseur de catalyseur séché obtenu à l’issue de l’étape d) à une température comprise entre 250 et 1000°C. Catalyseur selon la revendication 1, caractérisé en ce que la taille des particules de NiMo dans le catalyseur, mesurée sous forme oxyde, est comprise entre 0,5 et 12 nm. Catalyseur selon l’une des revendications 1 ou 2, dans lequel le ratio molaire de molybdène sur le nickel (Mo/Ni) est compris entre 0,4 et 0,9. Procédé de préparation d’un catalyseur d’hydrogénolyse comprenant les étapes suivantes : a) on met en contact le support d’alumine avec au moins un additif organique comprenant de l’oxygène et/ou de l’azote, le ratio molaire entre l’additif organique et le nickel étant supérieur à 0,05 mol/mol ; puis b) on met en contact le précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape a) avec au moins un sel métallique de nickel et au moins un sel métallique de molybdène, à une température inférieure à la température de fusion desdits sels métalliques, pour former un mélange solide, le rapport massique entre ledit sel métallique de nickel et le support d’alumine étant compris entre 0,1 et 2,3 ; c) on chauffe sous agitation le mélange solide obtenu à l’issue de l’étape b) à une température comprise entre la température du fusion desdits sels métalliques et 200°C, pour obtenir un précurseur de catalyseur ; d) on sèche le précurseur de catalyseur obtenu à l’issue de l’étape c) à une température inférieure à 250°C pour obtenir un précurseur de catalyseur séché ; e) on réalise une étape de traitement thermique du précurseur de catalyseur séché obtenu à l’issue de l’étape d) à une température comprise entre 250 et 1000°C. Procédé selon la revendication 4, dans lequel la température de fusion desdits sels métalliques est comprise entre 20°C et 150°C. Procédé selon l’une des revendications 4 ou 5, dans lequel ledit sel métallique de nickel est le nitrate de nickel hexahydraté. Procédé selon l’une quelconque des revendications 4 à 6, dans lequel ledit sel métallique de molybdène est l’heptamolybdate d'ammonium tétrahydraté. Procédé selon l’une quelconque des revendications 4 à 7, dans lequel l’étape c) est réalisée en utilisant deux paliers de température, la température du premier palier étant supérieure ou égale à 50°C et inférieure à 80°C, et la température du second palier étant comprise entre 80 et 200°C. Procédé selon l’une quelconque des revendications 4 à 8, dans lequel le rapport molaire entre ledit additif organique introduit à l’étape a) et l’élément nickel introduit à l’étape b) est compris entre 0,1 et 5,0 mol/mol. Procédé selon l’une quelconque des revendications 4 à 9, dans lequel l’additif organique est choisi parmi les aldéhydes renfermant 1 à 14 atomes de carbone par molécule, les cétones ou polycétones renfermant 3 à 18 atomes de carbone par molécule, les éthers et les esters renfermant 2 à 14 atomes de carbone par molécule, les alcools ou polyalcools renfermant 1 à 14 atomes de carbone par molécule et les acides carboxyliques ou polyacides carboxyliques renfermant 1 à 14 atomes de carbone par molécule, ou une combinaison des différents groupes fonctionnels ci-dessus Procédé selon l’une quelconque des revendications 4 à 10, dans lequel ledit additif organique de l’étape a) est choisi parmi l'acide formique, le formaldéhyde, l'acide acétique, l’acide citrique, l’acide oxalique, l’acide glycolique, l’acide malonique, l’acide lévulinique, l'éthanol, le méthanol, le formiate d'éthyle, le formiate de méthyle, le paraldéhyde, l'acétaldéhyde, l’acide gamma-valérolactone, le glucose et le sorbitol. Procédé selon la revendication 11, dans lequel l’additif organique est choisi parmi l’acide citrique, l’acide formique, l’acide glycolique, l’acide lévulinique et l’acide oxalique. Procédé selon l’une quelconque des revendications 4 à 12, dans lequel l’étape c) est réalisée au moyen d’un tambour fonctionnant à une vitesse comprise entre 4 et 70 tours par minute. Procédé selon l’une quelconque des revendications 4 à 13, dans lequel à l’étape b) le rapport massique entre ledit sel métallique de nickel et le support d’alumine est compris entre 0,2 et 2. Procédé d’hydrogénolyse dans lequel on traite une charge hydrocarbonée comprenant des composés aromatiques ayant au moins 8 atomes de carbone, au moyen d’un apport en hydrogène et en présence d’un catalyseur, pour convertir en groupes méthyles des chaines alkyles en C2+ desdits composés aromatiques et produire un effluent d’hydrogénolyse enrichi en composés aromatiques substitués en méthyles, dans lequel le procédé d’hydrogénolyse est réalisé avec à une température comprise entre 300°C et 550°C, une pression comprise entre 0,1 et 3 MPa, un rapport molaire H 2 /HC compris entre 1 et 10, une PPH comprise entre 0,1 et 50 h -1 , et en présence d’un catalyseur selon l’une quelconque des revendications 1 à 3, ou obtenu selon le procédé selon l’une quelconque des revendications 4 à 14.