Brevet FR3135265A1 — publié le 20231110

Procédé d’obtention d’hydrocarbures, et installation associée Ce procédé comporte les étapes suivantes : (a) conversion d’un flux (14) d’alcool en C1 à C6 pour produire un mélange (16) contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau ; (b) séparation de l’eau (40) du mélange (16) pour former un mélange appauvri en eau (19) ; Le mélange appauvri en eau (19) est séparé et/ou traité pour récupérer des hydrocarbures, Il comporte l’ajout, à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6, d’un courant (182) contenant du dioxyde de carbone, et la conversion conjointe du dioxyde de carbone en monoxyde de carbone lors de l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6. Figure pour l'abrégé : Figure 1 Procédé d’obtention d’hydrocarbures, et installation associée La présente invention concerne un procédé d’obtention d’hydrocarbures, comportant les étapes suivantes : (a) conversion d’un flux d’alcool en C1 à C6 pour produire un mélange contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau ; (b) séparation de l’eau du mélange pour former un mélange appauvri en eau ; le mélange appauvri en eau étant séparé et/ou traité pour récupérer des hydrocarbures. La présente invention concerne par exemple le domaine de la préparation et de l'utilisation des carburants liquides, en particulier ceux de type carburéacteur ou carburants aviations renouvelables. La présente invention concerne également la production d’oléfines (notamment éthylène, propylène, butènes et pentènes, hexènes), en minimisant la production de paraffines à partir de ressources renouvelables sur la base d’une conversion d’un flux d’alcool en C1 à C6 en oléfines. Du fait de la raréfaction des ressources fossiles et de préoccupations environnementales de plus en plus importantes, notamment dans le but de diminuer l’émission de gaz à effets de serre, l'utilisation de molécules alternatives, ayant une empreinte carbone moindre, est de plus en plus recherchée pour remplacer les molécules d'origine fossile. Les carburants renouvelables dérivés de la matière biologique ou issus de dioxyde de carbone transformé en présence d’hydrogène décarbonisé ou électrolytique (désignés par le terme anglais « E-fuels ») sont une alternative aux combustibles fossiles conventionnels. Les carburéacteurs conventionnels peuvent être mélangés à des bases issues de charges renouvelables telles que prévues par la norme D7566-21 permettant ainsi la production de carburants d’aviation alternatifs. Les bases pour carburant d’aviation issues de charges renouvelables pouvant être incorporées à du carburéacteur fossile sont par exemple : - les kérosènes paraffiniques synthétiques [SPK], issus de procédés tels que le procédé Fischer-Tropsch ; - les kérosènes paraffiniques synthétiques produits par la voie « Alcohol-to-Jet » (transformation d’alcool en kérosène isoparaffinique) [ATJ-SPK] ; - les isoparaffines synthétiques produites par hydrotraitement des intermédiaires iso-oléfiniques, produites à partir de sucres fermentés [SIP-HFS] ; - les kérosènes aromatiques synthétiques obtenus par alkylation d’aromatiques légers de source non-pétrolière [SPK/A] ; - les kérosènes de synthèse obtenus à partir de la conversion hydrothermique d’esters d’acide gras et d’acide gras ; - les kérosènes paraffiniques [SPK] obtenus à partir d’hydrocarbures, d’esters et d’acides gras hydrotraités. Actuellement, ces bases de carburant d’aviation renouvelables ne peuvent pour la plupart être utilisées seules, en raison de leur composition très éloignée des carburéacteurs fossiles. Cette différence de composition pose notamment des problèmes de compatibilité avec les matériaux des éléments avec lesquels le carburant est en contact. Sur ce point, l’absence de composés aromatiques dans la majorité des bases de carburant d’aviation renouvelables disponibles peut engendrer des problèmes de compatibilité avec les matériaux, et en particulier avec certains joints. ETAT DE LA TECHNIQUE EP2123736 décrit un procédé de production d'un carburant diesel en utilisant une charge d'alimentation sous forme d'alcools en C1 à C5, qui peut être totalement ou partiellement d'origine biogène, dans lequel, à partir d'un mélange d'hydrocarbures oléfiniques obtenu au moins partiellement par déshydratation d'alcools en C1 à C5, avec une proportion d'oléfines impaires et d'iso-oléfines, on oligomérise ou on soumet à une hydrogénation un hydrocarbure synthétique. Après une hydrogénation et une rectification ultérieures, un carburant d'aviation est formé avec un point de congélation de -47 °C ou moins. US20210078921 décrit la conversion du méthanol en essence qui peut être effectuée en utilisant un traitement d'essence lourde, suivi d'une opération de séparation. US4543435 décrit un procédé de conversion d'une charge d'alimentation oxygénée comprenant du méthanol, de l'éther diméthylique ou analogue en hydrocarbures liquides, comprenant une mise en contact de la charge avec un catalyseur zéolite dans un étage catalytique primaire à température élevée et à pression modérée pour convertir la charge en hydrocarbures comprenant des oléfines en C2-C4 et des hydrocarbures en C5+. EP1844125 concerne un procédé permettant de produire des combustibles synthétiques, selon lequel dans une première étape, un mélange gazeux comprenant du méthanol et/ou du diméthyléther et/ou une autre molécule oxygénée, ainsi que de la vapeur d'eau est transformé en oléfines ayant de préférence entre 2 et 8 atomes de carbone, à des températures comprises entre 300 et 500 °C et dans une seconde étape, le mélange d'oléfines obtenu est oligomérisé à pression plus élevée, en oléfines supérieures comportant essentiellement plus de 5, de préférence entre 10 et 20 atomes de carbone. Selon ce procédé, a) la production d'oléfines de la première étape s'effectue en présence d'un flux gazeux composé essentiellement d'hydrocarbures saturés, séparés du flux de produit de la seconde étape et sont renvoyés à la première étape et b) la production d'oléfines de la seconde étape s'effectue en présence d'un flux de vapeur d'eau, qui est séparé du flux de produit de la première étape du procédé et est renvoyé à la première étape du procédé. EP2147082 décrit un procédé de production de carburants synthétiques à partir d'un mélange, contenant de l'hydrogène et des composés oxygénés tels que du méthanol et/ou de l'éther diméthylique, au cours d'une première étape, on fait réagir le mélange sur un catalyseur, pour obtenir un produit hydrocarboné contenant des oléfines comportant, de préférence, 2 à 8 atomes de carbone, et, au cours d'une deuxième étape, on réalise l'oligomérisation du produit hydrocarboné ainsi obtenu, en oléfines à chaînes longues, à partir desquelles il est possible d'obtenir des produits qui sont de l'essence et du gazole. WO2011061198 décrit un procédé de production d'hydrocarbures sous forme d'essence, par conversion de gaz de synthèse, pour obtenir un composé contenant de l’oxygène, tel que du méthanol et/ou du diméthyléther, dans un premier convertisseur, et par conversion supplémentaire en hydrocarbures dans un second convertisseur. EP2940103 décrit un procédé de préparation de biocarburants utilisant de l'éthanol par conversion d'éthanol en mélange avec des hydrocarbures, dans un procédé catalytique sur un lit d'aluminosilicate de type zéolite, de préférence en présence d'une forme hydrogène du catalyseur zéolitique. EP2720990 décrit un procédé de conversion d'un alcool en un hydrocarbure, le procédé comprenant la mise en contact dudit alcool, en tant que composant d'une solution aqueuse à une concentration de pas plus de 20 %, avec un catalyseur de zéolite chargé en métal à une température d'au moins 100 °C et jusqu'à 550 °C, dans lequel ledit alcool peut être produit par un processus de fermentation et est choisi parmi l'éthanol, le butanol, l'isobutanol, ou une combinaison de ceux-ci, ledit métal inclut le vanadium, et ledit catalyseur de zéolite chargé en métal est actif catalytiquement pour convertir ledit alcool en ledit hydrocarbure. EP3795658 décrit des procédés qui réduisent la consommation en énergie et en eau dans des procédés de production de carburant à partir de charges d'alimentation contenant de l'alcool renouvelable. L’alcool est converti directement en carburants de transport hydrocarbures par un processus catalytique, de la chaleur étant transférée entre des liquides à traiter intermédiaires pour réduire la consommation en énergie thermique. La consommation en eau globale est réduite par la récupération d'eau de processus catalytique et par la réduction de la température de l'eau permettant de réduire les pertes par évaporation. US20160090333 décrit des méthodes pour produire des hydrocarbures de la gamme d’aviation à partir de sources biorenouvelables, comme l'oligomérisation d'oléfines biorenouvelables en C3-C8, par exemple, dérivées d'alcools en C3-C8 produits par la fermentation de la biomasse. La production d'hydrocarbures de la gamme d’aviation est augmentée par l'utilisation d'une zone d'oligomérisation supplémentaire pour oligomériser l’essence séparé de l'effluent d'une zone d'oligomérisation primaire dans laquelle les oléfines biorenouvelables en C3-C8 ont d'abord été soumises à une oligomérisation. WO201145535 décrit un procédé de production de distillât à partir d'une charge de composés organiques hétéroatomiques comportant au moins un hétéroatome choisi parmi oxygène, soufre, halogène, seul ou en combinaison, dans lequel le traitement de la charge comprend au moins une étape de conversion des composés organiques hétéroatomiques en oléfines réalisée dans une première zone de conversion, et, dans au moins une deuxième zone d'oligomérisation, une étape d'oligomérisation d'oléfines provenant au moins en partie de la zone de conversion, en présence d'au moins 0,5% en masse de composés oxygénés, afin de produire un distillât. Ce procédé améliore le rendement en distillât, en permettant d'obtenir un taux d'oligomérisation plus élevé par rapport à l'oligomérisation d'une même charge dans les mêmes conditions réactionnelles. WO2022/063994 décrit un procédé d’obtention d’un carburéacteur comprenant une étape de conversion d’un courant de composés oxygénés à des températures réduites (par exemple plus basses que 350°C), des pressions de l’ordre de 5 bar à 10 bar et des vitesses spatiales horaires élevées (6 h -1 à 10h -1 ) suivie d’une étape conjointe d’oligomérisation et d’hydrogénation dans un même réacteur. Ce procédé tend à maintenir très basses les teneurs en éthylène et aromatiques produites lors de la conversion. Ces procédés ne sont pas totalement optimisés dans la conversion de composés oxygénés pour produire un mélange d’oléfines adéquats à l’issue de la conversion. Un but de l’invention est donc de fournir un procédé d’hydrocarbures issu exclusivement ou au moins en partie de charges renouvelables, qui soit efficace et productif, notamment dans la conversion des charges en oléfines. A cet effet, l’invention a pour objet un procédé d’obtention du type précité, caractérisé par l’ajout, à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6, d’un courant contenant du dioxyde de carbone, et la conversion conjointe du dioxyde de carbone en monoxyde de carbone lors de l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6. Le procédé selon l’invention peut comprendre l’une ou plusieurs des caractéristiques suivantes, prise(s) isolément ou suivant toute combinaison techniquement possible : - le courant contenant du dioxyde de carbone comporte plus de 5% en masse de dioxyde de carbone ; - le rapport massique du dioxyde de carbone aux alcools en C1 à C6 dans la charge fournie à l’étape (a) de conversion est compris entre 5% et 75% ; - au moins 2% en moles du dioxyde de carbone contenu dans le courant contenant du dioxyde de carbone est converti en monoxyde de carbone lors de l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6 ; - l’étape (a) de conversion est mise en œuvre à l’aide d’au moins un catalyseur comprenant des tamis moléculaires contenant au moins des pores à 10 atomes d’oxygène (10-MR) ou plus grands dans leur structure microporeuse - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion comprend une zéolithe modifiée au phosphore, ayant notamment une teneur en P d'au moins 0,05 % en masse et de préférence entre 0,3 % en masse et 7 % en masse, un catalyseur composite comprenant au moins 0,1 % en masse de silicate, ou un tamis moléculaire modifié par du phosphore et par un métal alcalino-terreux ou de terre rare (tamis moléculaire modifié MP), présentant avantageusement un rapport molaire M/P dans le tamis moléculaire inférieur à 1 ; - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion a été modifié par ajout d’un ou plusieurs métaux sélectionnés parmi les métaux du groupe IIB, notamment Zn, du groupe IIIB, notamment Ga, les métaux de transition du groupe VIIIB notamment Fe et/ou Ni et/ou Pt, du groupe VIB, notamment Mo, du groupe IB notamment Cu et/ou Ag ou encore du groupe des lanthanides notamment La ; - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion est une zéolithe modifiée par du phosphore ayant partiellement une structure ALPO ou est une zéolithe modifiée par du B ; - le procédé comprend une étape de séparation du mélange appauvri en eau en une fraction d’hydrocarbures en C1-C2, et en une fraction d’hydrocarbures en C3+, une partie de la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 étant avantageusement recyclée à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6 ; - le dioxyde de carbone, le monoxyde de carbone et l’hydrogène présents dans la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 sont séparés des hydrocarbures, en particulier par distillation cryogénique, séparation par membrane ou adsorption par pression alternée et leurs combinaisons, le dioxyde de carbone, le monoxyde de carbone et l’hydrogène étant alors avantageusement recyclés vers une étape préliminaire de synthèse d’alcools destinés à former le flux d’alcool en C1 à C6, notamment par fermentation de gaz de synthèse et par conversion catalytique du gaz de synthèse pour produire du méthanol ; - le procédé comporte les étapes suivantes : (c) oligomérisation d’oléfines provenant du mélange appauvri en eau ; (d) alkylation d’aromatiques provenant du mélange appauvri en eau ; (e) formation d’un courant d’hydrocarbures à partir d’au moins une partie des oléfines oligomérisées à l’étape (c) et d’au moins une partie des aromatiques alkylés à l’étape (d) ; -le procédé comporte les étapes suivantes : (f) hydrogénation du courant d’hydrocarbures formé à l’étape (e) pour former un courant d’hydrocarbures hydrogénés ; (g) récupération d’au moins une fraction carburéacteur à partir du courant d’hydrocarbures hydrogénés ; - la fraction carburéacteur comporte entre 2% en volume et 30% en volume d’aromatiques en C8+, de préférence entre 8% en volume et 25% en volume d’aromatiques en C8+ ; - dans le mélange de paraffines, d’oléfines, d’aromatiques et d’eau produit à l’étape (a) de conversion, le rapport de la masse d’oléfines en C3+ sur la masse totale d’oléfines est supérieur ou égal à 0,8 ; - le flux d’alcool en C2 à C6 est obtenu par fermentation de biomasse ou de gaz de synthèse, ou/et le flux d’alcool en C1 à C6 est obtenu par conversion catalytique de carbohydrates, d’oxyde de carbone ou de dioxyde de carbone en présence d’hydrogène ; - l’étape (f) d’hydrogénation du courant d’hydrocarbures à hydrogéner est conduite de manière séparée et en aval de l’étape (c) d’oligomérisation d’oléfines provenant du mélange appauvri en eau et de l’étape (d) d’alkylation d’aromatiques provenant du mélange ; - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion comprend une zéolite avec des pores à 10 atomes d’oxygène ou plus, modifiée par ajout de B avant, après ou simultanément à l'étape de formulation du catalyseur final ; - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion présente un rapport atomique Si/AI, mesuré par analyse chimique notamment par RMN, tenant compte uniquement des Al qui font partie de la structure de réseau du tamis moléculaire compris entre 4 et 500, préférentiellement entre 5 et 200, ou plus préférentiellement entre 12 et 150 ; - le procédé comporte un stripage d’au moins une partie de l’eau séparée à l’étape (b) de séparation pour produire un courant d’hydrocarbures extraits, avantageusement recyclé à l’étape (b) de séparation, et un courant d’eau traitée. L’invention a aussi pour objet une utilisation d’une fraction carburéacteur produite à partir d’hydrocarbures obtenus par la mise en œuvre du procédé de fabrication tel que défini plus haut, (i) pure, ou (ii) en mélange avec un carburéacteur résultant d’une distillation d’un pétrole et/ou d’une autre source renouvelable, pour alimenter au moins un moteur d’aéronef. Avantageusement, la fraction carburéacteur produite comprend entre 2 % en masse et 30 % en masse d’aromatiques, en particulier entre 6 % en masse et 20 % en masse d’aromatiques. Notamment, la fraction carburéacteur comprend entre 2 % en masse et 30 % en masse d’aromatiques ayant au moins 8 atomes de carbone, en particulier entre 6 % en masse et 20 % en masse d’aromatiques ayant au moins 8 atomes de carbone. De préférence, plus de 50% en masse des aromatiques contenus dans la fraction carburéacteur sont des monoaromatiques ayant 8 à 14 atomes de carbone. Elle comprend avantageusement entre 5 % en masse et 20 % en masse de cycloparaffines et au moins 50 % en masse d’isoparaffines. Le procédé selon l’invention permet ainsi d'obtenir un carburant d’aviation renouvelable totalement substituable (« drop-in ») ou compatible avec les systèmes carburants et moteurs des aéronefs actuels. L’invention a également pour objet une installation d'hydrocarbures, comportant : - un étage de conversion d'un flux d'alcool en C1 à C6 pour produire un mélange contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l'eau ; - un étage de séparation de l'eau du mélange pour former un mélange appauvri en eau ; - au moins un étage de séparation et/ou de traitement du mélange appauvri en eau pour récupérer des hydrocarbures, caractérisée en ce que l’étage de conversion du flux d'alcool en C1 à C6 comprend au moins un conduit d'amenée d'un courant contenant du dioxyde de carbone, l’étage de conversion du flux d'alcool en C1 à C6 étant configuré pour convertir du dioxyde de carbone provenant du courant contenant du dioxyde de carbone en monoxyde de carbone conjointement avec la conversion du flux d’alcool en C1 à C6. Dans une variante, l’installation comprend au moins un conduit de recyclage à l’étage de conversion, d’au moins une partie de l’eau du mélange séparé à l’étage de séparation de l’eau. DESCRIPTION DES FIGURES L’invention sera mieux comprise à la lecture de la description qui va suivre, donnée uniquement à titre d’exemple, et faite en se référant aux dessins annexés, sur lesquels : - La est une vue schématique d’une installation configurée pour la mise en œuvre d’un premier procédé de fabrication d’un carburéacteur selon l’invention ; - Les figures 2 à 7 sont des vues analogues à celle de la illustrant des variantes d’installation destinées à la mise en œuvre de variantes du procédé de la : - la est une vue d’un détail illustrant un réacteur de mise en œuvre de l’étape de conversion à lit fluidisé ; - la est un spectre RMN d’un catalyseur parent ZSM5 et d’un catalyseur modifié ayant une structure ALPO. DESCRIPTION DE MODES DE REALISATION DE L’INVENTION Une première installation 10 de fabrication, destinée à la mise en œuvre d’un procédé de fabrication d’un carburéacteur selon l’invention est illustrée schématiquement sur la . La première installation 10 comporte un étage de conversion 12 d’un flux d’alcool 14 en C1 à C6, destiné à produire un mélange 16 contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau, et un étage 18 de séparation de l’eau du mélange 16 pour produire un mélange appauvri en eau 19 comportant une phase liquide 19a et une phase gaz 19b. L’installation de la comporte également un étage 20 de séparation des hydrocarbures en C1 à C2 hors du mélange appauvri en eau. Dans cet exemple, l’installation 10 comprend en outre un étage conjoint 22 d’oligomérisation d’oléfines et d’alkylation d’aromatiques provenant du mélange appauvri en eau, l’étage 22 produisant un courant 24 d’hydrocarbures à hydrogéner L’installation 10 comporte en outre un étage 26 d’hydrogénation du courant 24, produisant un courant d’hydrocarbures hydrogénés 30 et un étage 28 de fractionnement du courant d’hydrocarbures hydrogénés 30, destiné à fractionner au moins une fraction de carburéacteur 34, et avantageusement une fraction diesel 36 et une fraction naphta 38. L’étage de conversion 12 est destiné à mettre en œuvre l’étape (a) de conversion décrite plus haut, transformant les alcools en C1 à C6 majoritairement en oléfines en C3 à C7. Comme décrit plus haut, l’étage de conversion 12 comporte par exemple au moins un réacteur en lit fixe, par exemple plusieurs réacteurs en lit fixe, le ou les réacteurs en lit fixe définissant avantageusement plusieurs lits fixes catalytiques successifs, comme décrit plus haut. Selon l’invention, l’étage de conversion 12 comporte au moins un conduit d'amenée d'un courant 182 contenant du dioxyde de carbone, l’étage de conversion 12 du flux 14 d'alcool en C1 à C6 étant configuré pour convertir du dioxyde de carbone provenant du courant 182 en monoxyde de carbone conjointement avec la conversion du flux d’alcool en C1 à C6. Le conduit d’amenée débouche par exemple en amont du ou des réacteurs de l’étage de conversion 12, pour que le courant contenant du dioxyde de carbone 182 se mélange avec le flux 14 d’alcool en C1 à C6, ou/et dans un réacteur de l’étage de conversion 12 ou/et entre deux réacteurs de l’étage de conversion 12. En référence à la description ci-dessus, l’étage de séparation 18 est destiné à la mise en œuvre de l’étape (b) de séparation de l’eau. Il comprend au moins un séparateur fonctionnant par gravité et/ou par entrainement mécanique pour séparer l’eau hors du mélange 16, permettant de récupérer une fraction aqueuse concentrée en eau (flux 40), une fraction d’hydrocarbures en phase gaz 19b et une fraction d’hydrocarbures en phase liquide 19a. L’installation 10 comprend optionnellement au moins un conduit 18a de recycle d’eau séparée dans l’étage de séparation vers l’étage de conversion 12. Le conduit de recycle 18a débouche par exemple en amont des lits catalytiques fixes ou entre deux lits catalytiques fixes successifs dans le cas d’un étage de conversion 12 comprenant au moins un réacteur à lit fixe. Avantageusement, l’étage de séparation 18 comporte une colonne de stripage 41 propre à traiter au moins une partie de l’eau séparée formant le flux 40 pour extraire les hydrocarbures qu’elle contient et obtenir une eau traitée. L’installation 10 comprend au moins un dispositif de refroidissement (par exemple un échangeur de chaleur) permettant de réduire la température du produit sortant du réacteur et en chauffant un autre courant, par exemple comme la charge du réacteur 12, un refroidisseur à eau ou à air et/ou une combinaison de ceux-ci en aval de l’étage de conversion 12 pour condenser l’eau et produire le flux 40. L’étage de séparation 20 est destinée à mettre en œuvre l’étape (c) de séparation des hydrocarbures plus légers que les C3, tels que les C1-C2, et des composés légers CO, CO2, hydrogène, telle que définie plus haut. Il comprend avantageusement au moins un dé-éthaniseur. L’étage de séparation 20 fonctionnant à une pression supérieure à celle de l’étage de séparation de l’eau 18, l’installation comprend au moins une pompe propre à augmenter la pression de la phase liquide 19a et au moins un compresseur, propre à augmenter la pression de la phase gaz 19b. L’étage 22 d’oligomérisation des oléfines et d’alkylation d’aromatiques est destiné à mettre en œuvre conjointement les étapes (d) et (e). Il comporte au moins un réacteur conjoint d’oligomérisation et/ou alkylation destiné à mettre en œuvre les conditions expérimentales décrites plus haut. L’étage 26 d’hydrogénation est destiné à mettre en œuvre l’étape (f). Il comprend au moins un réacteur d’hydrogénation à lit fixe destiné à mettre en œuvre la réaction d’hydrogénation dans les conditions décrites plus haut. L’étage de fractionnement 28 est destiné à mettre en œuvre l’étape (g). Il comporte dans cet exemple au moins une première colonne amont 42 de séparation de gaz de pétrole liquéfié 44, et une deuxième colonne aval 46 de fractionnement, destinée à produire les fractions 34 à 38. Un premier exemple de procédé de fabrication d’un carburéacteur, mis en œuvre dans l’installation de la va maintenant être décrit. Initialement, un flux 14 d’alcool en C1 à C6 est amené dans l’étage de conversion 12. Le flux d’alcool 14 est issu par exemple d’une source 50 décrite plus haut, dans lequel les alcools de la source 50 sont produits par exemple par fermentation de biomasse, par conversion catalytique des carbohydrates ou d’oxyde de carbone ou de dioxyde de carbone en présence d’hydrogène. Le flux 14 comprend la composition décrite plus haut, par exemple plus de 50% en masse sèche de méthanol et de préférence plus de 80% de méthanol en masse sèche. Le flux 14 est introduit dans l’étage de conversion 12 où il subit une conversion décrite plus haut comprenant une déshydratation/aromatisation des alcools en C2 à C6, et pour le méthanol, une conversion en dimethyl éther suivi d’une déshydratation. La réaction est effectuée dans les conditions opératoires de températures et de pressions décrites plus haut. Un ou plusieurs catalyseurs définis plus haut sont utilisés. Selon l’invention, un courant contenant du dioxyde de carbone 182 est ajouté à l’étage de conversion 12. Le courant de dioxyde de carbone 182 comporte plus de 5 % en masse de dioxyde de carbone comme défini plus haut. Le rapport massique dans la charge fournie à l’étage de conversion 12 du dioxyde de carbone aux alcools en C1 à C6 est compris entre 5% et 75%. Le dioxyde de carbone contenu dans le courant de dioxyde de carbone 182 est converti en monoxyde de carbone conjointement avec la conversion du flux d’alcool C1 à C6. Un mélange 16 contenant des paraffines (en particulier des n-paraffines des i-paraffines et des cyclo-paraffines), des oléfines, et des aromatiques et de l’eau est ainsi obtenu. Le mélange 16 comprend par exemple la composition décrite plus haut. Le mélange 16 est ensuite introduit dans l’étage de séparation 18 pour produire un flux d’eau 40 en pied de séparateur, et le mélange appauvri en eau 19 comprenant la phase gaz 19b et la phase liquide 19a. Une partie 40a du flux d’eau 40 est optionnellement recyclée vers l’étage de conversion 12, via le conduit 18a, comme décrit plus haut. Une autre partie 40b du flux d’eau 40 est introduite dans une colonne 41 pour y subir un stripage et produire en tête, un courant 41a d’hydrocarbures extraits et en pied, un courant d’eau traité 40b présentant une teneur en hydrocarbures inférieure à celle du flux d’eau 40. Le courant d’hydrocarbures extraits 41a est recyclé à l’étage de séparation 18, par exemple en amont du séparateur. La phase gaz 19b et la phase liquide 19a sont alors introduites, après compression, dans le dééthaniseur dans l’étage de séparation 20. Le dééthaniseur opère dans les conditions définies ci-dessus et produit en tête, une fraction 60 d’hydrocarbures en C1-C2 pouvant contenir les composés légers tels que le CO, CO2, hydrogène et en pied, une fraction 62 d’hydrocarbures en C3+. Les fractions 60, 62 obtenues présentent les compositions définies plus haut De préférence, la fraction 60 d’hydrocarbures en C1-C2, éventuellement après séparation, est envoyée dans un vapocraqueur pour récupération d’au moins une partie de l’éthylène qu’elle contient. Dans une variante représentée en pointillés sur la , au moins une partie de la fraction 60 d’hydrocarbures en C1 à C2 est recyclée dans l’étage de séparation 12 sous forme d’un courant de recycle 64. Eventuellement, au moins une fraction de la phase gaz 19b, par exemple moins de 50% en volume de la phase gaz 19b, est également recyclée, sans passer par le dééthaniseur. Le rapport du débit massique du courant de recycle 64 au débit massique de la fraction 60 issue de la tête du dééthaniseur de l’étage de séparation 20 est inférieur à 0,5 comme défini plus haut. Dans une variante, le dioxyde de carbone, le monoxyde de carbone et l’hydrogène présents dans la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 sont séparés des autres hydrocarbures, en particulier par distillation cryogénique, séparation par membrane ou adsorption par pression alternée et leurs combinaisons,. Ces composés sont alors avantageusement recyclés vers une étape préliminaire de synthèse des alcools, notamment par fermentation de gaz de synthèse et par conversion catalytique du gaz de synthèse pour produire notamment du méthanol. Le méthanol ou l’éthanol ainsi produits sont alors avantageusement recyclés pour former une partie du flux 12 d’alcool en C1 à C6. Dans l’exemple de la , la fraction 62 d’hydrocarbures en C3+, présentant la composition définie plus haut est ensuite introduite dans l’étage conjoint 22 d’oligomérisation et d’alkylation. Dans cet étage 22, un ou plusieurs réacteurs conjoints d’oligomérisation et d’alkylation réalisent une oligomérisation des oléfines présentes dans la fraction 62, suivant les conditions opératoires définies plus haut dans la description, en particulier une oligomérisation des oléfines en C3 à C7. En outre, de manière conjointe, les aromatiques en C6+ présents dans la fraction 62 sont alkylées pour former en particulier des aromatiques en C8+. La réaction est effectuée dans les conditions opératoires décrites plus haut. Un ou plusieurs catalyseurs définis plus haut sont utilisés. A la sortie de l’étage 22, un courant 24 d’hydrocarbures à hydrogéner est ainsi formé, avec la composition définie plus haut. Puis le courant 24 d’hydrocarbures à hydrogéner est introduit dans l’étage d’hydrogénisation 26, pour induire l’hydrogénation d’au moins une partie des oléfines présentes dans le courant d’hydrocarbures à hydrogéner 24 et l’hydrogénation en cycloparaffines d’au moins une partie des aromatiques présentes dans le courant d’hydrocarbure à hydrogéner 24. L’hydrogénation est conduite dans les conditions opératoires décrites plus haut, avec un ou plusieurs des catalyseurs décrits plus haut. Un flux 66 contenant de l’hydrogène est introduit dans l’étage d’hydrogénation 26, avec un rapport du débit volumique de l’hydrogène dans le flux 66 au débit volumique du courant d’hydrocarbures à hydrogéner 24 est par exemple celui défini plus haut. Un courant d’hydrocarbures hydrogénés 30 est formé à la sortie de l’étage d’hydrogénation avec la composition décrite plus haut. Le courant d’hydrocarbures hydrogéné 30 est ensuite fractionné dans l’étage de fractionnement 28. Dans la première colonne 42, il est séparé en une fraction d’hydrocarbures en C4- formant la fraction de gaz de pétrole liquéfié 44, et en une fraction d’hydrocarbures en C4+ formant la fraction résiduelle 70 du courant d’hydrocarbures hydrogénés. Les fractions 44, 70 ont les caractéristiques définies plus haut en terme de points de coupe. La fraction résiduelle 70 est introduite dans la deuxième colonne 46 pour y être fractionnée en la fraction naphta 38, la fraction de carburéacteur 34, et la fraction diesel 36, telles que caractérisées plus haut. La variante d’installation 90 illustrée par la est destinée à la mise en œuvre d’un deuxième procédé selon l’invention. Elle diffère de l’installation 10 illustrée par la en ce que l’étage de séparation 20 comprend une colonne additionnelle 92 de récupération du propylène. La fraction 62 d’hydrocarbures en C3+ issue du dééthaniseur de l’étage de séparation 20 est introduite dans la colonne additionnelle 92 pour former en tête de colonne, une fraction 80 d’hydrocarbures en C3- et en pied de colonne, une fraction 82 d’hydrocarbures en C4+ destinée à être introduite à l’étage conjoint 22 d’oligomérisation et d’alkylation. Les fractions 80, 82 présentent les compositions décrites plus haut. La fraction 80 contient plus de 80% en masse du propylène contenu dans la fraction 62 d’hydrocarbures en C3+. Un tel exemple permet de valoriser le propylène formé à l’étage de conversion 12, lorsqu’une telle valorisation est économiquement intéressante. L’installation 100 décrite sur la est destinée à la mise en œuvre d’un troisième procédé selon l’invention. Elle diffère de l’installation 10 décrite sur la , ce qu’au moins un piquage 102 d’ajout d’alcools en C2 à C6 est prévu en trempe dans l’étage de conversion 12, par exemple entre deux lits catalytiques successifs de l’étage de conversion 12. La composition du flux 102 d’alcool en C2 à C6 comprend avantageusement moins de 20% de méthanol, et plus de 80% d’alcool en masse en C2 à C6 par exemple plus de 50% d’éthanol et de propanol. L’ajout d’alcool en C2 à C6 en plus du méthanol facilite la réaction de conversion du flux d’alcool 14 en la rendant plus isotherme (la conversion du méthanol étant très exothermique et la conversion des alcools en C2 à C6 étant endothermique) et donc plus facile à contrôler, notamment lorsque des lits catalytiques fixes sont utilisés dans l’étage de conversion 12. L’installation 110 décrite sur la est analogue à celle de la . Elle comporte un étage de conversion 12 ayant au moins un réacteur ayant un lit catalytique fluidisé, de préférence ayant un réacteur unique en lit catalytique fluidisé. Ce ou ces réacteurs sont propres à mettre en œuvre les conditions expérimentales décrites plus haut. Le réacteur comporte une zone de réaction 111a ayant un lit catalytique fluidisé, et une zone de régénération 111b du lit catalytique fluidisé. Une partie du catalyseur présent dans la zone de réaction 111a est soutirée en continu pour être régénérée dans la zone de régénération 111b, avantageusement par combustion contrôlée en présence d’oxygène. Une partie 40a du courant d’eau 40 est optionnellement recyclée vers l’étage de conversion 12, via le conduit 18a. Eventuellement, en option, une partie 64 de la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 séparée du mélange appauvri en eau 19 est introduite dans le réacteur ayant un lit catalytique fluidisé. Avantageusement, le flux d’alcool en C1 à C6 est introduit à l’étape (a) de conversion à une température supérieure d’au moins 5°C au point de bulle du flux d’alcool en C1 à C6. La illustre, dans un mode de réalisation particulier, l'écoulement du catalyseur de la zone de régénération 111b à la zone de réaction 111a. Pour des raisons de simplicité, les dessins ne contiennent pas de détails sur les parties internes des cuves formant les zones 111a, 111b. Le flux 14 d’alcool en C1 à C6 est introduit dans le pied de la zone de réaction 111a présentant un lit catalytique fluidisé. Au sommet de la zone de réaction 111a, les produits de la réaction de conversion sont séparés du catalyseur dans une zone de désengagement 203 avantageusement munie de cyclones et le mélange 16 produit est transporté vers l’étage de séparation 18. En option, la chaleur de réaction produite par la conversion est extraite de la zone de réaction 111a au moyen d'un refroidisseur de catalyseur 205, qui est avantageusement un échangeur de chaleur situé hors de la zone de réaction 111a et raccordé à celle-ci. La zone de réaction 111a reçoit le catalyseur régénéré dans la zone de régénération 111b via une ligne d’alimentation 207 raccordant la zone de régénération 111b à la zone de réaction 111a. Le catalyseur désactivé est retiré de la zone de désengagement 203 via une ligne de décharge 206 distincte de la ligne d’alimentation 207, la ligne de décharge 206 raccordant la zone de réaction 111a à la la zone de régénération 111b. De l'air est injecté par la conduite d’injection 221 dans la zone de régénération 111b, au pied de celle-ci, dans un lit fluidisé où les dépôts de coke sont brûlés. La zone de régénération 111b comprend aussi une zone de désengagement 222 avantageusement munie de cyclones. Dans cette zone 222, les gaz de combustion sont séparés du catalyseur régénéré et sont évacués par la conduite de régénération 223 avantageusement en tête de la zone de régénération 111b. En option, comme la combustion des dépôts de coke est une réaction très exothermique et que la température de la zone de régénération 111b doit être soigneusement contrôlée, un refroidisseur de catalyseur (non représenté sur la figure, mais similaire au refroidisseur de catalyseur 205) est raccordé à la zone de régénération 111b. Du catalyseur chaud extrait de la zone de régénération circule à travers ce refroidisseur afin d'être refroidi, ce qui contrôle la température dans la zone de régénération 111b. Le catalyseur régénéré est envoyé par la ligne 207 vers la zone de réaction 111a. Une cinquième installation 120 destinée à la mise en œuvre d’un cinquième procédé selon l’invention est illustrée sur la . La cinquième installation 120 diffère de la première installation 10 en ce qu’elle comporte un étage de séparation supplémentaire 122 interposé entre la sortie de l’étage conjoint 22 d’oligomérisation et d’alkylation et l’entrée de l’étage d’hydrogénation 26. L’étage de séparation supplémentaire 122 comprend au moins une colonne de distillation. Le produit 124 issu de l’étage conjoint 22 d’oligomérisation et d’alkylation est séparé dans la colonne de distillation en une fraction 126 d’hydrocarbures en C7- et en une fraction 128 d’hydrocarbures en C8+ formant le courant d’hydrocarbures 24 destiné à être hydrogéné. La fraction 126 d’hydrocarbures en C7- peut optionnellement être recyclée vers l’étage conjoint 22. Une sixième installation 140 selon l’invention est illustrée sur la . Cette sixième installation 140 est destinée à la mise en œuvre d’un sixième procédé selon l’invention. Elle diffère de la première installation 10 en ce qu’elle comporte un étage propre 22A d’oligomérisation d’oléfines issues du mélange appauvri en eau 19, issues de l’étage 20, et un étage propre 22B d’alkylation d’aromatiques issues du mélange appauvri en eau 19 issues de l’étage 20. Chaque étage 22A 22B comprend un réacteur distinct respectivement d’oligomérisation et d’alkylation dans lequel sont mises en œuvre les conditions opératoires prévues plus haut dans la description. À l’étage de séparation 20, le mélange appauvri en eau 19 est séparé en une fraction 60 d’hydrocarbures en C1-C2 récupérée en tête du dééthaniseur, en une fraction 142 d’hydrocarbures en C3 à C5 récupérée à un étage intermédiaire du dééthaniseur et en une fraction 144 d’hydrocarbures en C6+ récupérée en pied du dééthaniseur. La fraction 142 d’hydrocarbures en C3 à C5 est envoyée dans sa totalité vers l’étage d’oligomérisation 22A pour produire un produit 146 du réacteur d’oligomérisation. La fraction 60 d’hydrocarbures en C1-C2 et la fraction 144 d’hydrocarbures en C6+ sont amenés à l’étage d’alkylation 22B pour produire un produit 152 du réacteur d’alkylation dans les conditions opératoires définies plus haut. Le produit 152 du réacteur d’alkylation est alors mélangé avec le produit 146 du réacteur d’oligomérisation. Les produits 146, 152 sont alors introduits à l’étage de séparation supplémentaire 122 pour être séparés en la fraction 126 d’hydrocarbures en C7- et la fraction 128 d’hydrocarbures en C8+, décrites plus haut. Au moins une partie 150 de la fraction 126 d’hydrocarbures en C7- est recyclée dans l’étage d’oligomérisation 22A, une autre partie étant éventuellement récupérée sous forme d’essence. La fraction 128 forme le courant d’hydrocarbures à hydrogéner 24. Une septième installation 160 destinée à la mise en œuvre d’un septième procédé selon l’invention est décrite sur la . Le septième procédé selon l’invention diffère du sixième procédé mis en œuvre dans l’installation 150 en ce qu’à l’étage de séparation additionnelle 122, le produit 146 du réacteur d’oligomérisation et le produit 152 du réacteur d’alkylation sont séparés en la fraction 126 d’hydrocarbures en C7-, prise en tête de colonne, en une fraction 162 d’hydrocarbures en C8 à C16, prise à un étage intermédiaire de la colonne et en une fraction 164 d’hydrocarbures en C17+, prise en pied de colonne. Comme décrit précédemment, au moins une partie 150 de la fraction 126 d’hydrocarbures en C7- est recyclée dans l’étage d’oligomérisation 22A. La fraction 162 d’hydrocarbures en C8 à C16 est introduite à l’étage d’hydrogénation 26 pour être hydrogénée. La fraction 164 d’hydrocarbures en C17+ est recyclée au moins partiellement à l’étage de conversion 12. Ainsi, les hydrocarbures lourds présents dans la fraction d’hydrocarbures en C17+ sont re-craqués à l’étage de conversion 12. Ceci augmente la quantité de fraction carburéacteur 34 produite. Dans tous les cas décrits précédemment, la fraction carburéacteur 34 produite par les procédés précités peut être utilisée en tant que telle, de manière pure, comme un carburéacteur d’aéronef destiné à propulser un moteur d’aéronef, ou en mélange avec un carburéacteur issu de la distillation du pétrole. La fraction carburéacteur ou son mélange est avantageusement un carburant d’aviation renouvelable (« Sustainable Aviation Fuel ») dont la composition est similaire aux SAF décrits selon la Norme ASTM D7566. Le mélange comprend au moins 5 % en masse, notamment au moins 10 % en masse de la fraction carburéacteur 34. Grâce à l’invention qui vient d’être décrite, il est possible de disposer de procédés simples et efficaces pour fabriquer un carburéacteur à partir d’un flux d’alcool en C1 à C6 qui est de préférence de source renouvelable, notamment issus de la fermentation, ou/et généré par conversion d’oxyde de carbone ou de dioxyde de carbone capturé dans l’atmosphère en présence d’hydrogène. La fraction carburéacteur issue du procédé selon l’invention présente une empreinte carbone très réduite, puisqu’elle n’est pas issue de dérivés du pétrole, mais au contraire de sources contribuant à réduire la quantité de dioxyde de carbone présent dans l’atmosphère. La fraction carburéacteur 34 produite par le procédé selon l’invention est en outre fabriquée de manière très économique et peut dans certains cas être utilisée en tant que telle, sans purification supplémentaire ou sans mélange, comme carburant de propulsion de moteur d’aéronef. Naturellement, les installations des figures 2, 3 et 5 à 7 peuvent aussi présenter un étage de conversion 12 muni d’un lit catalytique fluidisé comme sur la . Dans une variante, le procédé est mis en œuvre pour produire des oléfines (notamment éthylène, propylène, butènes et pentènes, hexènes), en minimisant la production de paraffines à partir de ressources renouvelables sur la base d’une conversion d’un flux d’alcool en C1 à C6 en oléfines. EXEMPLES Des exemples particuliers non limitatifs de mise en œuvre de l’étape (a) de conversion, des étapes conjointes (c) et (d) d’oligomérisation et d’alkylation et de l’étape (f) d’hydrogénation vont maintenant être décrits. Etape (a) de conversion PREPARATION DE CATALYSEURS Un échantillon de zéolite ZSM-5 (Si/Al=12) sous forme H (contenant 445 ppm de Na, moins de 25 ppm de K, 178 ppm de Fe, 17 ppm de Ca et synthétisé sans matrice) a été cuit à la vapeur à 550° C pendant 6 h dans 100% H2O à pression atmosphérique. L'échantillon est ci-après identifié comme l'échantillon A. Le solide A cuit à la vapeur a été soumis à un contact avec une solution 3,14 M de H3PO4 pendant 4 h dans des conditions de reflux (4,2 ml/g de zéolite). Ensuite, le solide A a été séparé de la phase liquide à température ambiante par filtration de la solution. Le matériau obtenu a été séché à 200°C pendant 16h. L'échantillon est ci-après identifié comme l'échantillon B. EXEMPLE 1 DE CATALYSEUR 490 g d'échantillon B ont été mélangés avec 490 g de liant spécifique (P = 15.9 % en masse, Si = 13.2% , Mg = 0,27%, Al = 0,15% en masse, K = 230 ppm, Na = 230 ppm, Ca = 19.2 % en masse), 588,3 g de sol de silice à faible teneur en sodium contenant 34 % en masse de SiO2, 6 g de xonotlite et 2 à 3 % en masse d'additifs d'extrusion. Le mélange a été agité pendant 30 min et extrudé. Le liant spécifique a été réalisé par mélange de la masse équivalente de NH4H2PO4 et de la xonotlite en milieu aqueux à température ambiante (1g de solide / 4 ml d'eau). Après agitation pendant 60 minutes, la xonotlite phosphatée a été séparée du liquide par filtration et séchée. Le produit séché a été utilisé comme composant d'extrusion. Le solide extrudé a été séché 24 h à température ambiante, puis 16 h à 200°C suivi d'un lavage avec de l'eau déminéralisée à température ambiante et ensuite séché à 110°C pendant une nuit. Une étape supplémentaire de lavage à température ambiante est ensuite réalisée à l'aide d'eau déminéralisée à pH 3,08. Le catalyseur est ensuite séché à 110°C pendant une nuit et calciné à 700°C pendant 2 heures EXEMPLE 2 DE CATALYSEUR 320 g d'échantillon B ont été mélangés avec 400 g de liant spécifique (P = 15.9 % en masse, Si = 13.2, Mg = 0,27, Al = 0, 15 % en masse, K = 230 ppm, Na = 230 ppm, Ca = 19.2 % en masse), 165 ml de H2O, 235 g de sol de silice à faible teneur en sodium contenant 34 % en masse de SiO2 et 2 à 3 % en masse d'additifs d'extrusion. Le mélange a été agité pendant 30 min et extrudé. Le liant spécifique a été réalisé par mélange de la masse équivalente de (NH4)H2PO4 (dihydrogénophosphate d’ammonium) et de la xonotlite en milieu aqueux à température ambiante (1g de solide / 4 ml d'eau). Après agitation pendant 60 minutes, la xonotlite phosphatée a été séparée du liquide par filtration et séchée. Le produit séché a été utilisé comme composant d'extrusion. Le solide extrudé a été séché 24 h à température ambiante, puis 16 h à température élevée suivi d'un lavage et d'un traitement thermique à la vapeur à 600°C pendant 2 h. L'échantillon ci-après identifié comme échantillon E. EXEMPLE 3 DE CATALYSEUR 356 g de l'échantillon A ont été extrudés avec 338,7 g de Nyacol (sol de SiO2 à 40 % en masse), 311,3 g de silice fumée (FK500), 480 ml de H2O et 2 à 3 % d'additifs d'extrusion. Le solide extrudé a été séché 24h à température ambiante, puis 16h à 110°C suivi de calcinations à 500°C pendant 10h. L'échantillon final contenait 40 % en masse de zéolite et 60 % en masse de liant SiO2. L'échantillon extrudé a été soumis à un échange d'ions avec NH4CI 0,5 M dans des conditions de reflux pendant 18 heures suivi d'un lavage à l'eau, d'un séchage à 110°C pendant 16 heures et de calcinations à 450°C pendant 6 heures. L'échantillon mise en forme et échangé a été traité avec du H3PO4 3,1 M dans des conditions de reflux pendant 4 h (1 g/4,2 ml), suivi d'un refroidissement, d'une filtration et d'un séchage à 110 °C pendant 16 h. L'échantillon phosphaté a été lavé à température ambiante avec une solution 0,1 M d'acétate de calcium pendant 2 h (1 g/4,2 ml). Ensuite, l'échantillon lavé a été séché à 110°C pendant 16h et traité thermiquement à la vapeur dans 100% en masse d’H20 pendant 2h à 600°C. EXEMPLE 4 DE CATALYSEUR 150g de l'échantillon B ont été soumis à un contact avec 630 ml de solution aqueuse contenant 1,5 g de xonotlite dispersée suivi de l'ajout de 450 g de sol de silice à faible teneur en sodium (34 % en masse de SiO2 dans l'eau, 200 ppm de Na). Ensuite, la solution a été agitée pendant une heure et séchée par atomisation. Le solide séché par atomisation a été lavé avec de l'eau à température ambiante pendant 2 heures suivi d'une filtration, d'un séchage à 110°C pendant 16 heures et de calcinations à 700°C. EXEMPLE 5 DE CATALYSEUR 100 g de l'échantillon A ont été soumis à un contact avec 25 g de H3PO4 à 85 % en masse dans des conditions de reflux pendant 4 heures, suivi d'un refroidissement et de l'ajout de 120 ml de solution aqueuse contenant 7 g de xonotlite dispersée. La bouillie résultante a été maintenue sous agitation pendant environ 1 h, suivi de l'ajout de 300 g de sol de silice à faible teneur en sodium (34 % en masse de SiO2 dans l'eau, 200 ppm de Na). Ensuite, la solution a été agitée pendant une heure et séchée par atomisation. Le solide séché par atomisation a été séché à 200 °C pendant 16 h et lavé avec de l'eau à température ambiante pendant 2 h suivi d'une filtration, d'un séchage et de calcinations à 700°C pendant 2h. EXEMPLE 6 DE CATALYSEUR 75 g de l'échantillon A ont été introduits dans une solution contenant 14,25 g de H3PO4 à 85 % en masse et 300 ml d'eau déminéralisée. La suspension est agitée au reflux pendant 2h. Puis 4,125 g de CaCO3 ont été ajoutés à la suspension. Le chauffage de la solution a été arrêté, tout en maintenant l'agitation du mélange jusqu'à une température inférieure à 30°C. Cela a conduit à la suspension A. Une solution est ensuite préparée en mélangeant 450 g de sol de silice à faible teneur en sodium (34 % en masse de SiO2 dans l'eau, 200 ppm de Na) et 4,5 g de H3PO4 (85 % en masse) sous agitation à température ambiante pendant 30 minutes. Cela a conduit à la suspension B. Les suspensions A et B sont ensuite mélangées ensemble et 120 ml d'eau déminéralisée sont ajoutés. Ensuite, la solution a été agitée pendant une heure et séchée par atomisation. Le solide séché par atomisation a été séché à 200°C pendant 16h et lavé avec de l'eau à température ambiante pendant 2h suivi d'une filtration, d'un séchage et de calcinations à 700°C pendant 2h. MISE EN ŒUVRE DE L’ETAPE (a) DE CONVERSION Les tests de catalyseur ont été effectués sur 2 g (particules de 35 mesh à 45 mesh) de catalyseur avec une charge de méthanol essentiellement pur, à Tinjection = 550 °C et à une pression de 0,5 barg et une vitesse spatiale horaire (WHSV = 1,6 h -1 ), dans un réacteur à lit fixe en acier inoxydable à flux descendant. Avant l'essai catalytique, tous les catalyseurs ont été activés dans un courant de N2 (5 NI/h) jusqu'à la température de réaction. L'analyse des produits a été effectuée en ligne par un chromatographe en phase gazeuse équipé d'une colonne capillaire. Les performances catalytiques du catalyseur dans le tableau 1 sont données sur le carbone, sur une base sèche et sur une base sans coke. Les résultats sont donnés pour la performance moyenne du catalyseur pendant les 4 premières heures de fonctionnement. WHSV h-1 1,6 1,6 4 1,6 1,6 1,6 1,6 Conversion du MeOH %masseC 100 100 100 98 100 100 100 CH4 %masseC 2,3 1,6 1,6 3,4 1,3 2,1 1,5 Paraffines %masseC 6,2 6,7 5,7 8,8 8,2 8,2 8,8 Oléfines %masseC 86 85,4 87,5 79,1 83,6 82,8 82,3 Diènes %masseC 1 0,5 0,7 1,2 0,8 0,9 0,6 Aromatiques %masseC 6,6 7,4 6,1 10,7 6,9 8 7,6 Ethylène %masseC 9,8 13,9 10 6,1 15,4 12,1 15,7 Propylène %masseC 41,4 41,8 43,3 35,4 39,6 39,2 38,4 Oléfines en C4+ %masseC 34.8 29.7 34.2 37.6 28.6 31.5 28,3 Catalyseur de l’Exemple 1 2 2 3 4 5 6 Performances de l’étape (a) – 550°C -0,5barg Etapes conjointes (c) et (d) d’oligomérisation et d’alkylation et étape (f) d’hydrogénation PROPRIETES DE LA CHARGE UTILISEE POUR LA MISE EN ŒUVRE DES ETAPES (c) ET (d) Les propriétés de la charge utilisée sont les suivantes : Propriétés de la charge Densité à 15°C (g/mL) 0,7251 Indice de brome (g Br/100 g) 75 Gamme de distillation PI (°C) 38,8 T50 (°C) 84,5 T95 (°C) 160,7 FBP (°C) 164,1 La composition détaillée de la charge a été déterminée par la méthode GC. (% masse) Répartition des hydrocarbures (% masse) Composition d'oléfine n-paraffines 7,1 C4= 0,3 i-paraffines 25,7 C5= 15.7 naphtènes 11,3 C6= 10.1 n-oléfines 10,6 C7= 7.6 i-oléfines 19,6 C8= 3.5 c-oléfines 7,9 C9= 0,7 Aromatiques 17,7 C10= 0,2 C11= 0,1 Oléfines totales 38.1 OLIGOMERISATION ET ALKYLATION 100mL de catalyseur silice-alumine amorphe (ASA) dilué avec 100mL de matériau inerte (SiC 0.21mm) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe de 18mm de diamètre intérieur. Avant le test, le catalyseur a été activé à 250°C (10°C/h) sous 135NL/h d'azote pendant 8 heures. La température a ensuite été abaissée jusqu'au 40°C au début du programme de test. 100 mL de catalyseur à base de ZSM-5 (80 % en masse de MFI ayant un rapport silice-alumine de 80 % à 20 % en masse de liant d'alumine) dilué avec 100 mL de matériau inerte (SiC 0,21 mm) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe de diamètre intérieur 18 mm. Avant le test, le catalyseur a été activé à 400°C (60°C/h) sous 160NL/h d'azote pendant 2 heures. La température a ensuite été abaissée jusqu'au 40°C au début du programme de test. HYDROGENATION Un fractionnement est effectué sur le produit de l’oligomérisation pour récupérer les coupes oligomérisées 145+ et 165°C+ qui sont hydrotraitées sur un catalyseur NiMo. Les conditions opératoires suivantes ont été choisies : 80 barg, une vitesse spatiale horaire en liquide LHSV de 1 h - 1 , rapport volumique H2/hydrocarbures de 500 NL/L, en une passe sans recycle et la température a été augmentée de 250°C à 270°C. Exemple 1 - Performances obtenues avec un catalyseur à base de Zéolithe La charge a été traitée dans les conditions opératoires suivantes : 55barg, vitesse spatiale horaire en liquide LHSV de 1h -1 et à des températures allant de 240°C à 280°C. Structure de rendement (%masse) 240°C 260°C 280°C Rendement 145-245°C 23 27 25 Rendement 245+ 5 7 13 La conversion des oléfines légères (oléfines C4-C8) varie de 65 % en masse à 240°C à 91 % en masse à 280°C. Les oléfines en C9+ ne sont pas prises en compte dans le calcul de conversion car elles peuvent résulter de l'oligomérisation des oléfines légères (C4 et C5) présentes dans la charge. A 240°C, la conversion des oléfines C5-C7 est supérieure à 88 % en masse. Les oléfines peuvent soit réagir par oligomérisation, soit par alkylation avec des composés aromatiques. Il a été observé que la conversion des aromatiques varie de 10 % en masse à 240°C à 26 % en masse à 280°C ( voir tableau 5 ci-dessous). Les aromatiques sont bien présents dans les fractions 170-FBP, ce qui indique qu'une alkylation a bien lieu. Charge 240°C 260°C 280°C Conversion des aromatiques IBP-170°C (% masse) - 10 14 26 Concentration aromatique dans le 170-FBP (% masse) - 3,7 5,5 11,4 Exemple 2 - Performances obtenues avec un catalyseur silice-alumine amorphe (ASA) La charge a été traitée dans les conditions opératoires suivantes : 25 barg, vitesse spatiale horaire en liquide LHSV de 1h -1 et températures allant de 180°C à 220°C. Structure de rendement (% masse) 180°C 200°C 220°C Rendement 145-245°C 19 20 20 245+ rendement 12 18 18 La conversion des oléfines légères (oléfines C4-C8) varie de 80 % en masse à 180°C à près de 100°C à 220°C. Les oléfines en C9+ ne sont pas prises en compte dans le calcul de conversion car elles peuvent résulter de l'oligomérisation des oléfines légères (C4 et C5) présentes dans la charge. A 180°C, la conversion des oléfines C5-C7 est supérieure à 80 % en masse. Les oléfines peuvent soit réagir par oligomérisation, soit par alkylation avec des composés aromatiques. Il a été observé que la conversion des aromatiques varie de 28 % en masse à 180°C à 33 % en masse à 220°C (voir tableau 7 ci-dessous). Les aromatiques sont bien présents dans les fractions FBP à 170°C, ce qui indique qu'une alkylation a bien lieu. Charge 180°C 200°C 220°C Conversion des aromatiques IBP-170°C (% masse) - 28 31 33 Concentration aromatique dans le 170-FBP (% masse) - 13,3 18,5 23,3 Les coupes 145+ ont été hydrotraitées à l'aide d'un catalyseur NiMo selon les conditions décrites ci-dessus. Les propriétés de la coupe hydrogénée sont décrites dans le tableau 8 et la composition détaillée est rassemblée dans le tableau 9. ASA (200°C) ZEOLITHE (240°C) ZEOLITHE (280°C) Coupe 145-245 après hydrotraitement Coupe 145-245 après hydrotraitement Coupe 145-245 après hydrotraitement Unité Méthode Densité @ 15°C kg/m3 NF EN ISO 12185 809,23 775,29 797,06 Point de solidification °C ASTM D7153 Point de Flash ABEL °C IP170 47,0 Cétane calculés - ISO4264 39,4 53,6 43,2 Cétane mesurés 23,1 38,6 31,4 Distillation ISO ISO3405 IBP °C 166 165 167,5 5% °C 174,5 174,3 174 50% °C 193 188,2 189 95% °C 226 222,8 2242 FBP °C 231,5 230,6 2305 Coupe 145-245 (%masse) Zéolithe 280°C ASA 200°C Paraffines 50,18 42,29 Naphtènes 27,11 28,85 DiNaphtènes 6,58 5,01 Alkylaromatiques 14,49 22,38 Naphteno monoaromatiques 1,52 1,35 Composition des effluents telle que déterminée par GCxGC Procédé d’obtention d’hydrocarbures, comportant les étapes suivantes : (a) conversion d’un flux (14) d’alcool en C1 à C6 pour produire un mélange (16) contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau ; (b) séparation de l’eau (40) du mélange (16) pour former un mélange appauvri en eau (19) ; le mélange appauvri en eau (19) étant séparé et/ou traité pour récupérer des hydrocarbures, caractérisé par l’ajout, à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6, d’un courant (182) contenant du dioxyde de carbone, et la conversion conjointe du dioxyde de carbone en monoxyde de carbone lors de l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6. Procédé selon la revendication 1, dans lequel le courant contenant du dioxyde de carbone (182) comporte plus de 5% en masse de dioxyde de carbone. Procédé selon la revendication 1 ou 2 dans lequel le rapport massique du dioxyde de carbone aux alcools en C1 à C6 dans la charge fournie à l’étape (a) de conversion est compris entre 5% et 75%. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel au moins 2% en moles du dioxyde de carbone contenu dans le courant (182) contenant du dioxyde de carbone est converti en monoxyde de carbone lors de l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’étape (a) de conversion est mise en œuvre à l’aide d’au moins un catalyseur comprenant des tamis moléculaires contenant au moins des pores à 10 atomes d’oxygène (10-MR) ou plus grands dans leur structure microporeuse. Procédé selon la revendication 5, dans lequel le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion comprend une zéolithe modifiée au phosphore, ayant notamment une teneur en P d'au moins 0,05 % en masse et de préférence entre 0,3 % en masse et 7 % en masse, un catalyseur composite comprenant au moins 0,1 % en masse de silicate, ou un tamis moléculaire modifié par du phosphore (P) et par un métal alcalino-terreux ou de terre rare (M) (tamis moléculaire modifié MP), présentant avantageusement un rapport molaire M/P dans le tamis moléculaire inférieur à 1. Procédé selon l’une quelconque des revendications 5 ou 6 dans lequel le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion a été modifié par ajout d’un ou plusieurs métaux sélectionnés parmi les métaux du groupe IIB, notamment Zn, du groupe IIIB, notamment Ga, les métaux de transition du groupe VIIIB notamment Fe et/ou Ni et/ou Pt, du groupe VIB, notamment Mo, du groupe IB notamment Cu et/ou Ag ou encore du groupe des lanthanides notamment La. Procédé selon l’une quelconque des revendications 5 à 7, dans lequel le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion est une zéolithe modifiée par du phosphore ayant partiellement une structure ALPO ou est une zéolithe modifiée par du B. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comprenant une étape de séparation du mélange appauvri en eau (19) en une fraction (60) d’hydrocarbures en C1-C2, et en une fraction (62) d’hydrocarbures en C3+, une partie (64) de la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 étant avantageusement recyclée à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6. Procédé selon la revendication 9, dans lequel le dioxyde de carbone, le monoxyde de carbone et l’hydrogène présents dans la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 sont séparés des hydrocarbures, en particulier par distillation cryogénique, séparation par membrane ou adsorption par pression alternée et leurs combinaisons, le dioxyde de carbone, le monoxyde de carbone et l’hydrogène étant alors avantageusement recyclés vers une étape préliminaire de synthèse d’alcools destinés à former le flux d’alcool en C1 à C6, notamment par fermentation de gaz de synthèse et par conversion catalytique du gaz de synthèse pour produire du méthanol. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comportant les étapes suivantes : (c) oligomérisation d’oléfines provenant du mélange appauvri en eau (19) ; (d) alkylation d’aromatiques provenant du mélange appauvri en eau (19); (e) formation d’un courant (24) d’hydrocarbures à partir d’au moins une partie des oléfines oligomérisées à l’étape (c) et d’au moins une partie des aromatiques alkylés à l’étape (d). Procédé selon la revendication 11, comportant les étapes suivantes : (f) hydrogénation du courant (24) d’hydrocarbures formé à l’étape (e) pour former un courant (30) d’hydrocarbures hydrogénés ; (g) récupération d’au moins une fraction carburéacteur (34) à partir du courant (30) d’hydrocarbures hydrogénés. Procédé selon la revendication 12, dans lequel la fraction carburéacteur (34) comporte entre 2% en volume et 30% en volume d’aromatiques en C8+, de préférence entre 8% en volume et 25% en volume d’aromatiques en C8+. Procédé selon la revendication 12 ou 13, dans lequel, dans le mélange (16) de paraffines, d’oléfines, d’aromatiques et d’eau produit à l’étape (a) de conversion, le rapport de la masse d’oléfines en C3+ sur la masse totale d’oléfines est supérieur ou égal à 0,8. Installation d'obtention d'hydrocarbures, comportant : - un étage (12) de conversion d'un flux (14) d'alcool en C1 à C6 pour produire un mélange (16) contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l'eau ; - un étage (18) de séparation de l'eau (40) du mélange (16) pour former un mélange appauvri en eau (19) ; - au moins un étage (20, 22, 24, 26) de séparation et/ou de traitement du mélange appauvri en eau (19) pour récupérer des hydrocarbures, caractérisée en ce que l’étage de conversion (12) du flux (14) d'alcool en C1 à C6 comprend au moins un conduit d'amenée d'un courant (182) contenant du dioxyde de carbone, l’étage de conversion (12) du flux (14) d'alcool en C1 à C6 étant configuré pour convertir du dioxyde de carbone provenant du courant (182) contenant du dioxyde de carbone en monoxyde de carbone conjointement avec la conversion du flux d’alcool en C1 à C6.