Brevet FR3143603A1 — publié le 20240621

La présente invention concerne un procédé et une installation de conversion de biomasse en sels d’acrylate. Le procédé comprend successivement : a) une étape de traitement de la biomasse pour produire de l’éthanol et du CO 2 ; b) une étape de déshydratation de l’éthanol obtenu à l’issue de l’étape a) pour obtenir de l’éthylène ; c) une étape de synthèse de sels d’acrylate à partir de l’éthylène obtenu à l’issue de l’étape b) et du CO 2 obtenu à l’issue de l’étape a). Figure 1 à publier Conversion d’une charge hydrocarbonée issue de la biomasse en sels d’acrylate L’invention concerne un procédé de traitement de biomasse, de préférence de biomasse lignocellulosique, pour produire des sels d’acrylate à partir d’une seule source de carbone biosourcée tout en maximisant le rendement carbone. Le procédé de fermentation de la biomasse lignocellulosique permet de produire de l’éthanol et du CO 2 qui peuvent être convertis avantageusement, par rapport à l’art antérieur, en sels d’acrylate. Etat de la technique Les sels d’acrylate sont des dérivés de l’acide acrylique et sont entre autres utilisés avec l’acide acrylique pour produire des polymères superadsorbants. Il est connu de l’homme du métier qu’il est possible de synthétiser des sels d’acrylate à partir de l’acide acrylique par l’ajout d’une base, tout comme il est possible de synthétiser de l’acide acrylique à partir de sels d’acrylate par ajout d’un acide. A l’heure actuelle, l’acide acrylique est produit industriellement à haute température via l’oxydation du propylène en présence d’un catalyseur hétérogène. Cependant, le prix relativement élevé du propylène a un impact fort sur le prix de l’acide acrylique et plusieurs voies de synthèse de l’acide acrylique ont été développées, notamment à partir de monoxyde de carbone. Le brevet US3023237 porte sur le procédé Reppe permettant de synthétiser l’acide acrylique à partir d’acétylène et du monoxyde de carbone. Quand bien même ce procédé a été mis en œuvre industriellement, la synthèse de l’acide acrylique via l’oxydation du propylène demeure plus rentable économiquement. Une autre alternative explorée est la synthèse d’acide acrylique ou de ces dérivés à partir du dioxyde de carbone (CO 2 ). Le CO 2 a l’avantage d’être peu cher et une valorisation du CO 2 sous la forme de produits à haute valeur ajoutée est une approche séduisante pour diminuer son impact environnemental. La demande US2016/016876 divulgue un procédé de fabrication de l’acide acrylique utilisant de l’oxyde d’éthylène et du monoxyde de carbone via la formation de propiolactone. Dans certains modes de réalisation, l'étape de formation de la propiolactone est réalisée en présence d'oxyde d'éthylène et de CO 2 . Dans une autre approche, la demande US2018/057439 propose d’utiliser le CO 2 en tant que précurseur du monoxyde de carbone dans le cadre du procédé Reppe cité ci-avant. Enfin, une autre alternative est d’utiliser le CO 2 directement sans passer par la réduction en monoxyde de carbone. Il existe de nombreux documents relatant de la synthèse d’acides carboxyliques ou de sels de carboxylates à partir de CO 2 et d’oléfines, notamment d’éthylène. On peut citer à titre d’exemples les documents WO2019/053541, WO2019/053540, WO2015173296, CN104418737 ou encore CN105622400. L’éthylène peut être produit à partir de ressources fossiles par un procédé de vapocraquage mais aussi par la déshydratation de bioéthanol. Il est bien connu que le bioéthanol peut être produit par fermentation de sucres provenant de diverses biomasses. Toutefois, les fermentations pour produire de l’éthanol n’ont généralement pas de bons rendements « carbone » car une partie de celui-ci est perdu sous la forme de CO 2 . De plus, l’éthanol produit à partir de biomasse dite de 1ère génération (1G) est en concurrence avec l’agroalimentaire et perdre une grande partie de cette ressource sous la forme d’un gaz à effet de serre est encore plus problématique. Enfin, il existe également d’autres voies de synthèse d’acide acrylique à partir de biomasse lignocellulosique en passant notamment par la synthèse d’acide lactique. Contrairement aux voies précédentes, ces voies n’utilisent pas de CO 2 ni d’éthylène. L’étape de conversion de la biomasse en acide lactique ne produit généralement pas de CO 2 mais l’étape de déshydratation de l’acide lactique en acide acrylique est loin d’être triviale. L’invention a pour but de remédier à l’ensemble des inconvénients cités ci-avant. Plus précisément, l’invention a pour but de mettre au point un procédé de traitement de la biomasse, de préférence une biomasse lignocellulosique dite de seconde génération (2G), pour produire des sels d’acrylate à partir d’éthanol et de CO 2 issus de la fermentation. Objets de l’invention Dans le contexte précédemment décrit, un premier objet de la présente description est de surmonter les problèmes de l’art antérieur et de valoriser le carbone, et en particulier le carbone biosourcé sous forme CO 2 en composés à haute valeur ajoutée, et en particulier en sels d’acrylate. Spécifiquement, la présente invention concerne un procédé de production de sels d’acrylate selon un arrangement d’étapes, permettant de convertir la biomasse en éthanol et en CO 2 puis de convertir ces produits en sels d’acrylate, en utilisant une ou plusieurs des étapes suivantes en plus ou en remplacement de certaines étapes des synthèses classiques de sels d’acrylate. Selon un premier aspect, la présente invention concerne un procédé de conversion de biomasse en sels d’acrylate comprenant successivement : a) une étape de traitement de la biomasse pour produire de l’éthanol et du dioxyde de carbone ; b) une étape de déshydratation de l’éthanol obtenu à l’issue de l’étape a) pour obtenir de l’éthylène ; c) une étape de synthèse de sels d’acrylate à partir de l’éthylène obtenu à l’issue de l’étape b) et du dioxyde de carbone obtenu à l’issue de l’étape a) en présence d’un précurseur catalytique et d’un solvant. L’invention repose sur la valorisation du CO 2 qui est un sous-produit formé pendant l’étape de fermentation de la biomasse en éthanol et éventuellement de la réutilisation de l’eau produite pendant l’étape de déshydratation dans les autres étapes du procédé selon l’invention. Cette invention présente donc un enchaînement d’opérations unitaires servant à maximiser le rendement carbone de la synthèse de sels d’acrylates à partir de biomasse, de préférence une biomasse lignocellulosique, et encore plus préférentiellement une biomasse lignocellulosique dite de seconde génération (2G). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape a) comprend les sous-étapes suivantes : a1) une étape de prétraitement de la biomasse pour obtenir un substrat prétraité ; a2) une étape d’hydrolyse enzymatique ou chimique du substrat prétraité obtenu à l’issue de l’étape a1) pour obtenir un moût d’hydrolyse enzymatique ou chimique ; a3) une étape de fermentation alcoolique du moût d’hydrolyse enzymatique ou chimique obtenu à l’issue de l’étape a2) pour obtenir de l’éthanol et du dioxyde de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la sous-étape a1) est réalisée par explosion à la vapeur en condition acide à une température comprise entre 150°C et 250°C et pendant une durée comprise entre 5 minutes et 30 minutes. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la sous-étape a2) est réalisée par hydrolyse enzymatique en présence des cellulases de Trichoderma reesei . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, lorsque l’étape a2) est une hydrolyse enzymatique, les étapes a2) et a3) sont réalisées simultanément. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape b) comprend les sous-étapes suivantes : b1) une étape de vaporisation d’une charge de vaporisation comprenant l’éthanol obtenu à l’issue de l’étape a) dans un échangeur de chaleur, ladite charge de vaporisation étant introduite dans ladite étape de vaporisation à une pression comprise entre 0,1 MPa et 2,5 MPa de manière à produire une charge vaporisée ; b2) une étape de surchauffe de ladite charge vaporisée obtenue à l’issue de l’étape b1) de manière à amener ladite charge vaporisée à une température d’entrée compatible avec la température de la réaction de déshydratation ; b3) une étape de déshydratation de ladite charge issue de l’étape b2) dans au moins un réacteur adiabatique contenant au moins un catalyseur de déshydratation et dans lequel la réaction de déshydratation a lieu, opérant à une température d'entrée comprise entre 350°C et 550°C et à une pression d'entrée comprise entre 0,3 MPa et 1,8 MPa. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape c) est réalisée à une température comprise entre 105°C et 170°C, et à une pression comprise entre 1 MPa et 10 MPa. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape c) est réalisée en présence d’une base choisie parmi les alcanolates d’alcools secondaires ou tertiaires. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape c) est réalisée en présence d’un précurseur catalytique à base d’un complexe métallique d’un métal de transition choisi parmi les complexes de nickel (0) et de palladium (0). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape c) est réalisée en présence d’un solvant choisi parmi l’anisole, la cyclohexylpyrrolidone, le N,N-dibutylformamide et le diméthylacétamide. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, ledit procédé comprend en outre une étape d) de séparation liquide-liquide du sel d’acrylate en présence d’un contre-solvant, non miscible avec le solvant utilisé à l’étape c). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, ledit contre-solvant est de l’eau issue au moins en partie de l’étape b) de déshydratation de l’éthanol. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la biomasse est une biomasse lignocellulosique. Selon un deuxième aspect, la présente invention porte sur une installation pour la conversion de biomasse en sels d’acrylate apte à mettre en œuvre le procédé selon l’invention, ladite installation comprenant : - une première section réactionnelle permettant de produire de l’éthanol et du dioxyde de carbone à partir de biomasse ; - une deuxième section réactionnelle de déshydratation de l’éthanol en éthylène ; et - une troisième section réactionnelle permettant de produire des sels d’acrylate à partir de l’éthylène et du dioxyde de carbone. Liste des figures La montre une représentation schématique d’un mode de réalisation du procédé et de l’installation selon la présente invention permettant de produire des sels d’acrylate à partir de la biomasse, de préférence lignocellulosique. Des modes de réalisation du procédé selon le premier aspect de l’invention et de l’installation selon le deuxième aspect de l’invention vont maintenant être décrits en détail. Dans la description détaillée suivante, de nombreux détails spécifiques sont exposés afin de fournir une compréhension plus approfondie du procédé et de l’installation. Cependant, il apparaîtra à l’homme du métier que le procédé et l’installation peuvent être mis en œuvre sans ces détails spécifiques. Dans d’autres cas, des caractéristiques bien connues n’ont pas été décrites en détail pour éviter de compliquer inutilement la description. Définitions 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 ». En outre, dans la présente description, un effluent comprenant essentiellement ou uniquement des composés A correspond à un effluent comprenant au moins 90% en poids, préférablement au moins 95% en poids, très préférablement au moins 99% en poids, de composés A. Dans la présente demande, les groupes d'éléments chimiques sont donnés par défaut 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 (ou VIIIB) selon la classification CAS correspond aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC ; le groupe VIB selon la classification CAS correspond aux métaux de la colonne 6 selon la nouvelle classification IUPAC. Dans la présente demande, on entend par biomasse toute charge produite par voie biologique, de préférence par fermentation de sucres issus par exemple des cultures de plantes sucrières comme la canne à sucre (saccharose, glucose, fructose, et sucrose), des betteraves, ou encore des plantes amylacées (amidon) ou de la biomasse lignocellulosique ou de cellulose hydrolysée (glucose majoritaire et xylose, galactose), contenant des quantités variables d'eau. De préférence, la biomasse est une biomasse lignocellulosique, et encore plus préférentiellement une biomasse lignocellulosique dite de seconde génération (2G). Description détaillée La présente invention peut se définir comme un procédé comprenant un enchaînement d’étapes réactionnelles permettant de produire des sels d’acrylates à partir de biomasse, de préférence de biomasse lignocellulosique, et encore plus préférentiellement de biomasse lignocellulosique dite de seconde génération (2G). Plus particulièrement, la présente invention concerne un procédé de conversion de biomasse en sels d’acrylate comprenant successivement : a) une étape de traitement de la biomasse, de préférence de la biomasse lignocellulosique, pour produire de l’éthanol et du dioxyde de carbone (CO 2 ) ; b) une étape de déshydratation de l’éthanol obtenu à l’issue de l’étape a) pour obtenir de l’éthylène ; c) une étape de synthèse de sels d’acrylate à partir de l’éthylène obtenu à l’issue de l’étape b) et du CO 2 obtenu à l’issue de l’étape a). Par ailleurs, la présente invention peut aussi se définir comme une installation apte à mettre en œuvre le procédé selon l’invention, tel qu’illustré en , ladite installation comprenant notamment : - une première section réactionnelle 2 permettant de produire de l’éthanol 3 et du CO 2 4 à partir de la biomasse 1 ; - une deuxième section réactionnelle 5 de déshydratation de l’éthanol 3 en éthylène 6 ; et - une troisième section réactionnelle 7 permettant de produire des sels d’acrylate 8 à partir de l’éthylène 6 et du CO 2 4 . Première section réactionnelle (étape a) du procédé selon l’invention) La première section réactionnelle 2 permet de produire de l’éthanol 3 et du CO 2 4 à partir de biomasse 1 . Dans un mode de réalisation selon l’invention, la biomasse utilisée dans le procédé est une biomasse lignocellulosique, de préférence une biomasse lignocellulosique dite de seconde génération. Les bois de feuillus et les pailles de céréales sont les substrats les plus utilisés. Ils sont constitués pour la plupart d'environ 40% à 50% de cellulose, 20% à 25% d'hémicellulose et de 15% à 25% de lignine. D'autres ressources, cultures forestières dédiées, résidus de plantes alcooligènes, sucrières et céréalières, résidus de l'industrie papetière et des produits de transformation des matériaux cellulosiques et lignocellulosiques sont utilisables. Dans un mode de réalisation selon l’invention, le procédé de transformation de la biomasse en éthanol comprend plus particulièrement les sous-étapes suivantes : a1) une étape de prétraitement de la biomasse, de préférence de la biomasse lignocellulosique, pour obtenir un substrat prétraité ; a2) une étape d’hydrolyse enzymatique ou chimique du substrat prétraité obtenu à l’issue de l’étape a1) pour obtenir un moût d’hydrolyse enzymatique ou chimique ; a3) une étape de fermentation alcoolique du moût d’hydrolyse enzymatique ou chimique obtenu à l’issue de l’étape a2) pour obtenir de l’éthanol et du CO 2 . Prétraitement physico-chimique (étape a1)) L'étape de prétraitement a1) permet l’obtention d’un substrat prétraité comprenant les sucres contenus dans les hémicelluloses sous forme de monomères, essentiellement des pentoses, comme le xylose et l'arabinose, et des hexoses, comme le galactose, le mannose et le glucose, et d'améliorer l'accessibilité de la cellulose engluée dans la matrice de lignine et hémicelluloses. De nombreuses technologies existent : les traitements par cuissons acides, par cuissons alcalines, par explosion à la vapeur, ou les traitements organo-solvant (ou organosolv pulping selon la terminologie anglo-saxonne). L'efficacité du prétraitement se mesure par le taux de récupération des hémicelluloses et par la susceptibilité à l'hydrolyse du résidu cellulosique. Les prétraitements acides, en condition douce, et par explosion à la vapeur, sont les mieux adaptés car ils permettent une récupération totale des pentoses et une bonne accessibilité de la cellulose à l'hydrolyse. De manière préférentielle, l’étape de prétraitement a1) est réalisée par explosion à la vapeur en condition acide à une température comprise avantageusement entre 150°C et 250°C et pendant une durée comprise avantageusement entre 5 et 30 minutes. Dans ce mode de réalisation, l’étape a1) permet de transformer les hémicelluloses en monomères tout en minimisant les pertes, en furfural notamment, le xylose étant le sucre majoritaire. Les sucres libérés sont ensuite extraits par lavage en phase aqueuse. Le résidu solide (i.e. le substrat prétraité appelé aussi ici résidu cellulosique) obtenu à l’issue de l'extraction ne contient alors que de la cellulose et de la lignine. Hydrolyse enzymatique ou chimique (Etape a2)) Le substrat prétraité obtenu à l’issue de l’étape a1) est ensuite hydrolysé, soit par voie acide (i.e. par voie chimique), soit par voie enzymatique avec l'utilisation d'enzymes cellulolytiques et/ou hémicellulolytiques. Des microorganismes, comme les champignons appartenant aux genres Trichoderma , Aspergillus , Penicillium ou Schizophyllum , ou les bactéries anaérobies appartenant par exemple au genre Clostridium , produisent ces enzymes, contenant notamment les cellulases et les xylanases, adaptées à l'hydrolyse totale des polymères constituant les végétaux. La voie acide, effectuée à l'aide d'acide fort, et plus particulièrement avec de l’acide sulfurique, est efficace mais requiert d'importantes quantités de produits chimiques (acide puis base pour la neutralisation). L'hydrolyse enzymatique ne présente pas cet inconvénient ; elle s'effectue par ailleurs dans des conditions douces et est efficace. De manière préférentielle, le substrat prétraité, débarrassé ou non de la fraction hémicellulosique hydrolysée et le cas échéant de la lignine, est hydrolysé par les enzymes cellulolytiques et/ou hémicellulolytiques produites par les souches spécialisées, les cellulases de Trichoderma reesei étant les plus efficaces et les plus appropriées lorsque les substrats carbonés sont issus de la biomasse cellulosique ou lignocellulosique. Le substrat prétraité à hydrolyser est de préférence mis en suspension en phase aqueuse à raison de 6 à 25 % de matière sèche, de préférence 10 à 20 %, le pH est ajusté entre 4 et 5,5, de préférence entre 4,8 et 5,2 et la température entre 40 et 60°C, de préférence entre 45 et 50°C. La réaction d'hydrolyse est démarrée par ajout des cellulases ; la quantité habituellement utilisée est de 10 mg à 30 mg de protéines excrétées par gramme de substrat prétraité. La réaction dure généralement de 15 heures à 48 heures selon l'efficacité du prétraitement, la composition du mélange de cellulases et la quantité d'enzymes ajoutées. La réaction est suivie par dosage des sucres libérés, notamment le glucose. La solution sucrée (moût) est ensuite séparée de la fraction solide non hydrolysée, essentiellement constituée de lignine, par filtration ou centrifugation ; ce moût est utilisé pour la fermentation éthanolique. Lorsque la fraction cellulosique a été débarrassée des hémicelluloses hydrolysées à l'étape de traitement, le glucose est le sucre majoritaire contenu dans le moût. Fermentation (Etape a3)) La fermentation alcoolique est un processus biochimique par lequel les sucres (glucides, principalement le glucose) contenues dans le moût sont transformés en alcool, préférentiellement en éthanol, dans un milieu liquide, privé d'air (anaérobie). L’étape de fermentation des sucres pour obtenir de l’éthanol est bien connue de l’homme de l’art. La fermentation alcoolique s’effectue préférentiellement à une température comprise entre 25°C et 32°C. Pour une description plus complète des procédés fermentaires classiques, on peut se reporter à l'ouvrage 'Les Biocarburants, Etat des lieux, perspectives et enjeux du développement, Daniel Ballerini, Editions Technip, 2006'. En général, l'éthanol est séparé du moût de fermentation par distillation et le résidu est constitué des vinasses de distillation. Une distillation régulière ou en continu de l’éthanol est nécessaire car au-delà de 14% d’éthanol, certaines levures peuvent être « empoisonnées » et cela engendre une perte de productivité. La distillation est conduite pour permettre l’obtention d’une charge éthanolique adaptée au procédé de déshydratation décrit ultérieurement. Le CO 2 est récupéré sous forme de gaz en sortie de fermenteur. Selon un aspect essentiel de l’invention, le CO 2 obtenu à l’issue de l’étape de fermentation est envoyé au moins en partie à l’étape de synthèse des sels d’acrylate (étape c) du procédé selon l’invention). Le CO 2 peut être compressé avant stockage ou avant son utilisation à l’aide de compresseurs. Le résidu de la fermentation éthanolique, après séparation de l'éthanol, peut être utilisé comme source de carbone inductrice ou comme source de carbone principale pour la production d'enzymes. La concentration de ce résidu est de préférence ajustée pour obtenir la concentration en source de carbone la mieux adaptée au procédé de production d'enzymes cellulolytiques et/ou hémicellulolytiques. L'étape d'hydrolyse enzymatique et de fermentation peuvent être réalisées simultanément (procédé SSF pour « Simultaneous Saccharification and Fermentation » selon la terminologie anglo-saxonne), puis sont avantageusement suivies d'une étape de distillation et de séparation de l'alcool obtenu. Deuxième section réactionnelle (Etape b) du procédé selon l’invention) La deuxième section réactionnelle 5 permet de produire de l’éthylène 6 à partir de l’éthanol 3 issue de la première section réactionnelle 2 (voir ]). La deuxième section réactionnelle permet de déshydrater l’éthanol obtenu à l’issue de l’étape a) du procédé selon l’invention pour former de l’éthylène. La déshydratation de l’éthanol est un procédé connu de l’homme du métier mais des optimisations sont possibles pour diminuer le coût énergétique du procédé comme décrit dans la demande US2013/190547. Avantageusement, la charge d’éthanol utilisée dans l’étape b) du procédé selon l’invention est une charge éthanol hydratée concentrée. On entend par charge éthanol hydratée concentrée une charge éthanol comprenant un pourcentage massique en éthanol supérieur ou égal à 35% poids. De préférence, ladite charge éthanol concentrée comprend un pourcentage massique en éthanol compris entre 35% et 99,9% poids par rapport au poids total de la charge. De manière préférée, ladite charge éthanol concentrée comprend un pourcentage massique en éthanol compris entre 35% et 96% poids par rapport au poids total de la charge. Ladite charge éthanol concentrée comprend également avantageusement, en plus de l'eau, une teneur en alcools autres que l'éthanol, tels que par exemple le méthanol, le butanol et/ou l'isopentanol inférieure à 10% poids, et de préférence inférieure à 5% poids, une teneur en composés oxygénés autres que les alcools tels que par exemple les éthers, les acides, les cétones, les aldéhydes et/ou les esters avantageusement inférieure à 1% poids, et une teneur en azote et en soufre, organique et minéral, avantageusement inférieure à 0,5% poids, les pourcentages poids étant exprimés par rapport à la masse totale de ladite charge. Dans un mode de réalisation selon l’invention, l’étape b) comprend les sous-étapes suivantes : b1) une étape de vaporisation d’une charge de vaporisation comprenant de l’éthanol obtenu à l’issue de l’étape a) dans un échangeur de chaleur, ladite charge de vaporisation étant introduite dans ladite étape de vaporisation à une pression comprise entre 0,1 MPa et 2,5 MPa de manière à produire une charge vaporisée ; b2) une étape de surchauffe de ladite charge vaporisée obtenue à l’issue de l’étape b1) de manière à l’amener à une température d’entrée compatible avec la température de la réaction de déshydratation ; b3) une étape de déshydratation de ladite charge issue de l’étape b2) dans au moins un réacteur adiabatique contenant au moins un catalyseur de déshydratation et dans lequel la réaction de déshydratation a lieu, opérant à une température d'entrée comprise entre 350°C et 550°C et à une pression d'entrée comprise entre 0,3 MPa et 1,8 MPa. La charge éthanol utilisée selon dans le cadre de l’étape b) du procédé selon l’invention subit avantageusement une étape de prétraitement préalablement à l'étape b1) de vaporisation de ladite charge. Ladite étape de prétraitement permet d'éliminer les impuretés contenues dans ladite charge de manière à limiter la désactivation du catalyseur de déshydratation placé en aval, et en particulier les composés contenant de l'azote et les composés contenant du soufre. Les composés oxygénés présents dans ladite charge ne sont pas substantiellement éliminés. Ladite étape de prétraitement de la charge étahnol est avantageusement mise en œuvre par des moyens connus de l'homme du métier, tels que l'utilisation d'au moins une résine, l'adsorption des impuretés sur des solides de préférence à une température comprise entre 20°C et 60°C, un enchainement comprenant une première étape d'hydrogénolyse opérant à une température comprise entre 20°C et 80°C, suivie d'une étape de captation sur solide acide à une température comprise entre 20°C et 80°C et/ou une distillation. Dans le cas de l'utilisation d'au moins une résine, ladite résine est de préférence acide et est utilisée à température élevée comprise entre 70°C et 200°C. Ladite résine peut éventuellement être précédée d'une résine basique. Dans le cas où l'étape de prétraitement est mise en œuvre par l'adsorption des impuretés sur des solides, lesdits solides sont avantageusement choisis parmi les tamis moléculaires, le charbon actif, l'alumine et les zéolithes. Ladite étape de prétraitement de la charge éthanol permet de produire une coupe purifiée d'éthanol dans laquelle les impuretés organiques ont été éliminées, afin d'obtenir une charge purifiée répondant au niveau d'impuretés compatibles avec le catalyseur de déshydratation. Vaporisation de la charge (Etape b1) On appelle charge de vaporisation la charge comprenant au moins en partie l’éthanol, optionnellement prétraitée, obtenu à l’issue de l’étape a) du procédé selon l’invention. Ladite charge de vaporisation comprend également avantageusement un flux d'eau recyclée selon l'étape b5) de recyclage ou un flux d'eau externe au procédé. Dans ce cas, le rapport massique du flux d'eau, qu’il soit recyclé ou externe au procédé, sur le flux éthanol prétraité est avantageusement compris entre 1 et 4, dans le but d'abaisser les pressions partielles d'éthanol dans le ou les réacteur(s) de déshydratation et de rendre le procédé plus sélectif en éthylène. Selon un mode de réalisation selon l’invention, le procédé comprend une étape b1) de vaporisation de ladite charge de vaporisation de manière à produire une charge vaporisée. Ladite vaporisation est réalisée grâce à un échange de chaleur dans un échangeur de chaleur avec une source de chaleur qui peut être un flux interne ou externe au procédé, ou par chauffage direct (par exemple dans un four) ou tout autre technique connue de l’homme du métier. Ladite charge de vaporisation est introduite à ladite étape de b1) de vaporisation à une pression comprise entre 0,1 MPa et 2,5 MPa et à une température d'entrée comprise entre 350°C et 500°C. Étape optionnelle de compression Dans un mode de réalisation préféré, ladite charge vaporisée, subit une compression dans une étape de compression de manière à produire une charge comprimée. Ladite étape de compression est avantageusement mise en œuvre dans tout type de compresseur connu de l'homme du métier. En particulier, l'étape de compression est avantageusement mise en œuvre dans un compresseur de type compresseur radial à multiplicateur intégré ou dans un compresseur comprenant une ou plusieurs soufflantes avec une roue radiale mise en série sans refroidissement intermédiaire ou dans un compresseur de type volumétrique avec ou sans lubrification. L'étape optionnelle de compression permet de réaliser une pompe à chaleur intégrée audit procédé, utilisant les flux issus du procédé, en permettant de vaporiser la charge de vaporisation de l’étape b1) par échange de chaleur avec l'effluent issu de l’étape b3) de déshydratation. Dans le cas où l’on effectue l’étape optionnelle de compression, ladite charge de vaporisation est introduite à ladite étape b1) de vaporisation à une pression comprise entre 0,1 MPa et 1,4 MPa, préférentiellement entre 0,2 MPa et 0,6 MPa. La pression de ladite charge comprimée à l'issue de l'étape optionnelle de compression est avantageusement comprise entre 0,3 MPa et 1,8 MPa, préférentiellement entre 0,5 MPa et 1,3 MPa. La pression de sortie de ladite charge est suffisamment élevée pour que la température de condensation de l'effluent issu du dernier réacteur soit supérieure à la température de vaporisation de la charge entrant à l'étape b1), ce qui est une condition nécessaire à la faisabilité de l'étape b1). Étape b2) de surchauffe Ladite charge vaporisée, éventuellement comprimée, peut être chauffée dans un échangeur de type monophasique gaz, grâce à un échange de chaleur avec tout flux interne ou externe au procédé, de préférence grâce à un échange de chaleur avec l'effluent issu du dernier réacteur adiabatique de l'étape b3). Dans ledit échangeur de type monophasique gaz, ladite charge, éventuellement comprimée, est surchauffée. Dans le cas où l’échange de chaleur est réalisé avec l'effluent issu, à l'état gazeux, du dernier réacteur adiabatique de l'étape b3), ce dernier est "désurchauffé" sans être condensé. Dans le cas où l’on réalise l’étape optionnelle de compression, ledit échangeur de type monophasique gaz est un échangeur d'une technologie connue de l'Homme du métier qui permet de minimiser les pertes de charge tout en ayant une grande surface d'échange. Cet échange gaz/gaz à basse pression induit une densité de flux de chaleur faible à travers la paroi de l'échangeur (coefficient de transfert faible), ce qui force à avoir une grande surface d'échange. De plus, la perte de pression doit être minimisée afin de limiter la charge du compresseur de l'étape optionnelle de compression. Par exemple cet échangeur peut être un échangeur à plaques pressurisées dans une calandre, de type Packinox® fourni par Alphalaval®. Ladite charge vaporisée, éventuellement comprimée, éventuellement chauffée dans ledit échangeur de type monophasique gaz, est ensuite introduite dans un équipement de surchauffe, de préférence un four, de manière à l'amener à une température d'entrée dans au moins un réacteur adiabatique compatible avec la température de la réaction de déshydratation. Étape b3) de déshydratation Dans un mode de réalisation selon l’invention, ladite charge issue de l'étape b2) subit une étape b3) de déshydratation dans au moins un réacteur adiabatique contenant au moins un lit fixe de catalyseur de déshydratation et dans lequel la réaction de déshydratation a lieu. L'étape b3) de déshydratation est avantageusement réalisée dans un ou deux réacteurs. Dans le cas où l'étape b3) est mise en œuvre dans un seul réacteur adiabatique, ladite charge comprimée, et éventuellement chauffée, est avantageusement introduite dans ledit réacteur à une température d’entrée comprise entre 350°C et 550°C et de préférence entre 400°C et 500°C, et à une pression d’entrée comprise entre 0,3 MPa et 1,8 MPa, et de préférence entre 0,4 MPa et 0,8 MPa. L’effluent issu dudit réacteur adiabatique de l’étape b3) présente avantageusement une température comprise entre 270°C et 450°C et de préférence entre 340 et 430°C, et une pression de sortie comprise entre 0,2 MPa et 1,6 MPa et de préférence entre 0,3 MPa et 0,8 MPa. Dans le cas où l’étape b3) est mise en œuvre dans deux réacteurs adiabatiques, ladite charge comprimée, et éventuellement chauffée, est avantageusement introduite dans le premier réacteur à une température d’entrée comprise entre 350°C et 550°C et de préférence à une température comprise entre 370°C et 500°C, et à une pression d’entrée comprise entre 0,3 MPa et 1,8 MPa, et de préférence entre 0,4 MPa et 1,1 MPa. L'effluent issu du premier réacteur adiabatique sort avantageusement dudit premier réacteur à une température comprise entre 270°C et 450°C et de préférence entre 290°C et 390°C, et à une pression comprise entre 0,3 MPa et 1,7 MPa et de préférence entre 0,3 MPa et 1,0 MPa. Ledit effluent est ensuite avantageusement introduit dans un four de manière que la température d'entrée dudit effluent dans le deuxième réacteur adiabatique soit comprise entre 350°C et 550°C et de préférence entre 400°C et 500°C. Ledit effluent présente une pression d'entrée dans ledit deuxième réacteur avantageusement comprise entre 0,3 MPa et 1,7 MPa et de préférence entre 0,3 MPa et 0,9 MPa. L'effluent issu du deuxième réacteur adiabatique sort dudit deuxième réacteur adiabatique à une température avantageusement comprise entre 270°C et 450°C et de préférence entre 340°C et 430°C. La pression de sortie dudit effluent issu du deuxième réacteur adiabatique est avantageusement comprise entre 0,2 MPa et 1,6 MPa et de préférence entre 0,3 MPa et 0,8 MPa. La température d'entrée du ou des réacteurs peut avantageusement être graduellement augmentée pour éviter la désactivation du catalyseur de déshydratation. La réaction de déshydratation qui a lieu dans au moins un réacteur adiabatique de l'étape b3) du procédé opère avantageusement à une vitesse pondérale horaire comprise entre 0,1 et 20 h -1 et de préférence entre 0,5 et 15 h -1 . La vitesse pondérale horaire est définie comme étant le rapport du débit massique de la charge éthanol pure sur la masse de catalyseur. Le catalyseur de déshydratation utilisé dans l'étape b3) est un catalyseur connu de l'Homme du métier. Ledit catalyseur peut être un catalyseur acide amorphe, un catalyseur acide zéolithique, un catalyseur à base silice-alumine, un catalyseur à base d'alumine ou un catalyseur à base d'alumine silicée. Ledit catalyseur est de préférence un catalyseur acide amorphe ou un catalyseur acide zéolithique. Dans le cas où le catalyseur de déshydratation utilisé dans l'étape b3) est un catalyseur zéolithique, ledit catalyseur comprend au moins une zéolithe choisie parmi les zéolithes ayant au moins des ouvertures de pores contenant 8, 10 ou 12 atomes d'oxygène (8 MR, 10 MR ou 12 MR). Il est connu en effet de définir la taille des pores des zéolithes par le nombre d'atomes d'oxygène formant la section annulaire des canaux des zéolithes, appelés "member ring" ou MR en anglais. De manière préférée, ledit catalyseur de déshydratation zéolithique comprend au moins une zéolithe présentant un type structural choisi parmi les types structuraux MFI, FAU, MOR, FER, SAPO, TON, CHA, EUO, MEL et BEA. De préférence, ledit catalyseur de déshydratation zéolithique comprend une zéolithe de type structural MFI et de manière préférée une zéolithe ZSM-5. La zéolithe mise en œuvre dans le catalyseur de déshydratation utilisé dans l'étape b3) du procédé selon l'invention peut avantageusement être modifiée par désalumination ou désilication selon toute méthode de désalumination ou désilication connue de l'homme du métier. La zéolithe mise en œuvre dans le catalyseur de déshydratation utilisé dans l'étape b3) du procédé ou le catalyseur final peut avantageusement être modifiée par un agent de nature à atténuer son acidité totale et à améliorer ses propriétés de résistance hydrothermales. De préférence, ladite zéolithe ou ledit catalyseur comprend avantageusement du phosphore, de préférence ajouté sous forme H 3 PO 4 suivi d'un traitement à la vapeur après neutralisation de l'excès d'acide par un précurseur basique tels que par exemple le calcium. De manière préférée, ladite zéolithe comprend une teneur en phosphore comprise entre 1 et 4,5% poids, de préférence entre 1,5 et 3,1% poids par rapport à la masse totale du catalyseur. De préférence, le catalyseur de déshydratation utilisé dans l'étape b3) est un catalyseur décrit dans les demandes de brevet WO/2009/098262 WO/2009/098267, WO/2009/098268, ou WO/2009/098269. Dans le cas où le catalyseur de déshydratation utilisé dans l'étape b3) est un catalyseur acide amorphe, ledit catalyseur comprend au moins un oxyde réfractaire poreux choisi parmi l'alumine, l'alumine activée par un dépôt d'acide minéral et la silice alumine. Ledit catalyseur de déshydratation amorphe ou zéolithique utilisé dans l'étape b3) peut avantageusement également comprendre au moins une matrice de type oxyde également appelé liant. On entend par matrice selon l'invention, une matrice amorphe, cristallisée, ou comprenant des parties amorphes et cristallisées. Ladite matrice est avantageusement choisie parmi les éléments du groupe formé par les argiles (telles que par exemple parmi les argiles naturelles telles que le kaolin ou la bentonite), la magnésie, les alumines, les silices, les silice-alumines, les aluminates, l'oxyde de titane, l'oxyde de bore, la zircone, les phosphates d'aluminium, les phosphates de titane, les phosphates de zirconium, et le charbon, utilisés seuls ou en mélange. De préférence, ladite matrice est choisie parmi les éléments du groupe formé par les alumines, les silices et les argiles. Ledit catalyseur de déshydratation utilisé dans l'étape b3) est avantageusement mis en forme sous la forme de grains de différentes formes et dimensions. Il est avantageusement utilisé sous la forme d'extrudés cylindriques ou polylobés tels que bilobés, trilobés, polylobés de forme droite ou torsadée, mais peut éventuellement être fabriqué et employé sous la forme de poudre concassée, de tablettes, d'anneaux, de billes, de roues, de sphères. De préférence, ledit catalyseur est sous forme d'extrudés. Ledit catalyseur de déshydratation utilisé dans l'étape b3) est avantageusement mis en œuvre dans au moins un réacteur, en lit fixe ou en lit mobile. Dans l'étape b3) du procédé selon l'invention, les catalyseurs utilisés et les conditions opératoires sont choisis de manière à maximiser la production d'éthylène. Les réactions globales de déshydratation mises en œuvre dans l'étape b3) du procédé selon l'invention sont les suivantes : La conversion de la charge éthanol dans l'étape b) du procédé selon l’invention est supérieure à 90 %, de préférence 95 % et de manière préférée supérieure à 99 %. Une conversion inférieure à 90% a pour effet de baisser le rendement global du procédé, une quantité plus importante de diéthyl éthernon converti en éthylène étant perdue dans les étapes de séparation avale. La conversion de la charge éthanol est définie, en pourcentage, par la formule mathématique suivante : La masse horaire d'éthanol en entrée et en sortie est mesurée de manière classique, par exemple par chromatographie. L'étape b3) dans laquelle la réaction de déshydratation a lieu est avantageusement réalisée dans un ou deux réacteurs. Un réacteur préféré est un réacteur radial fonctionnant en mode ascendant ou descendant. Lors de l'étape b3) du procédé selon l'invention, la transformation de la charge s'accompagne de la désactivation du catalyseur de déshydratation par cokage et/ou par adsorption de composés inhibiteurs. Le catalyseur de déshydratation doit donc subir périodiquement une étape de régénération. De préférence, le réacteur est utilisé dans un mode de régénération alterné, aussi appelé réacteur swing, afin d'alterner les phases de réaction et de régénération dudit catalyseur de déshydratation. L'objectif de ce traitement de régénération est de brûler les dépôts organiques ainsi que les espèces contenant de l'azote et du soufre, contenues à la surface et au sein dudit catalyseur de déshydratation. L'étape optionnelle de prétraitement permet de réduire la quantité d’impuretés, basiques et organiques, ainsi que les espèces cationiques qui vont venir altérer la durée de cycle du catalyseur. L'élimination de ces espèces permet ainsi de limiter le nombre de régénération du catalyseur. Optionnellement, par exemple dans le cas où la charge de vaporisation ne comprend pas de flux d’eau recyclée ou de flux d’eau externe au procédé, le nombre de réacteurs peut être augmenté afin de compenser l'endothermicité de la réaction par la présence de fours intermédiaires dans l'avancement de la réaction de déshydratation de l'éthanol. L'effluent issu du dernier réacteur adiabatique de l'étape b3) est éventuellement envoyé dans un échangeur de type monophasique gaz dans lequel il est "désurchauffé" sans être condensé par échange de chaleur avec la charge comprimée issue de l'étape optionnelle de compression, qui elle est surchauffée. Ledit effluent "désurchauffé" est ensuite avantageusement envoyé dans un deuxième échangeur de type gaz/liquide dans lequel il est condensé partiellement par un échange de chaleur servant à vaporiser la charge de vaporisation. Étape b4) de séparation (optionnelle) Dans un mode de réalisation selon l’invention, l'effluent issu de l'étape b3) subit une étape de séparation b4) en un effluent comprenant de l'éthylène à une pression inférieure à 1 MPa et un effluent comprenant de l'eau. L'étape b4) de séparation dudit effluent de l'étape b3) peut avantageusement être mise en œuvre par toute méthode connue de l'homme du métier telle que par exemple par une zone de séparation gaz/liquide, et de préférence une colonne de séparation gaz/liquide. L'effluent comprenant de l'éthylène à une pression inférieure à 1 MPa subit ensuite avantageusement une compression. Ladite compression permet de remonter la pression dudit effluent à une pression avantageusement comprise entre 2 MPa et 4 MPa nécessaire à sa purification finale. De préférence, l'effluent comprenant de l'éthylène séparé à l'issu de l'étape b4) n'est pas recyclé dans au moins un réacteur adiabatique de l'étape b3). Le non-recyclage de l'éthylène séparé à l'issu de l'étape b4) dans au moins un réacteur adiabatique de l'étape b3) n'altère pas la sélectivité en éthylène du procédé. Au moins une partie de l'effluent comprenant de l'eau issu de l'étape b4) est éventuellement recyclée dans l'étape b4) de séparation. Dans le cas où au moins une partie de l'effluent comprenant de l'eau est recyclée, ladite partie de l'effluent comprenant de l'eau est avantageusement refroidie à l'aide d'un fluide froid ou d'un fluide issu du procédé et est de préférence purifiée selon les méthodes connues de purification décrites ci-dessous. Étape b5) de purification (optionnelle) Dans un mode de réalisation selon l’invention, au moins une partie de l'effluent comprenant de l'eau issu de l'étape b4) de séparation subit une étape b5) de purification. L'étape b5) de purification peut avantageusement être mise en œuvre par toute méthode de purification connue de l'homme du métier. A titre d'exemple, l'étape b5) de purification peut avantageusement être mise en œuvre par l'utilisation de résines échangeuses d'ion, de tamis moléculaires, de membranes, par ajout d'agents chimiques pour ajuster le pH, tels que par exemple la soude ou les amines et par l'ajout d'agent chimiques pour stabiliser les produits, tels que par exemple les inhibiteurs de polymérisation choisis parmi les bisulfites et les tensio-actifs. Au moins un flux d'eau purifiée et au moins un flux d'éthanol non converti sont ensuite séparés. La séparation peut avantageusement être mise en œuvre par toute méthode de séparation connue de l'homme du métier. A titre d'exemple, la séparation peut avantageusement être mise en œuvre par distillation, l'utilisation de tamis moléculaires, de membranes, stripage à la vapeur ou à la chaleur ou par absorption au solvant tels que par exemple les solvants glycolés. Un flux contenant les gaz légers, de préférence l'acétaldéhyde et le méthanol, peut avantageusement également être séparé. L'utilisation du flux d'eau purifiée issue de l'étape b5) permet de séparer la grande majorité de l'éthylène de l'eau avant son recyclage. On dissocie ainsi dans le procédé selon l'invention l'éthylène du diluant, ce qui permet l'utilisation d'un diluant réactionnel thermique inerte pour le procédé. Ceci permet également une récupération énergétique améliorée, sans dégrader le rendement et la sélectivité en éthylène final. Troisième section réactionnelle (Etape c) du procédé selon l’invention) La troisième section réactionnelle 7 comprend au moins un réacteur dans lequel est effectuée la synthèse de sels d’acrylate à partir de l’éthylène 6 obtenu à l’issue de l’étape b) et du CO 2 4 obtenu à l’issue de l’étape a). Dans ledit réacteur, l’éthylène 6 issu de la deuxième section réactionnelle 5 , le CO 2 4 issu de la première section réactionnelle 2 , un précurseur catalytique et un solvant de réaction sont mis en contact pour former l’espèce active. On entend par espèce active l’espèce qui se forme lors de la mise en contact du précurseur catalytique, du CO 2 et de l’éthylène. La synthèse du sel d’acrylate est complète lorsque l’espèce active est mise au contact d’une base. Cette base peut être soluble ou insoluble dans le solvant de réaction. La base peut aussi être supportée sur un support solide. La base peut-être déjà présente dans le réacteur lors de la mise en contact des réactifs dans le réacteur ou être introduite dans une étape ultérieure à la formation de l’espèce active. De manière préférentielle, la base est miscible au solvant. De manière plus préférentielle, la base est introduite dans le réacteur en même temps que les autres réactifs. La base La base est généralement un sel d’alcoolate comme un sel de phénolate ou un sel d’alcanolate. De manière plus préférentielle, la base est choisie parmi les alcanolates d’alcools secondaires ou tertiaires (tert-butanol, isopropanol, etc…). Les sels contiennent généralement des contre ions inorganiques comme Li, Na, Ca et Cs. Le contre ion de la base est celui qui sera associé au sel d’acrylate finale si aucune étape d’échange d’ion est prévue. De manière préférentielle, les bases seront des sels de sodium et l’acrylate final sera un acrylate de sodium. Le précurseur catalytique En règle générale, les catalyseurs sont des complexes de métaux de transition. De manière préférentielle, ce sont des complexes de nickel (0) et de palladium (0) qui sont utilisés dans les exemples. La possibilité de partir d’un sel de nickel (2) ou de palladium (2) et de le réduire en présence d’agent de réduction tels que H 2 , Mg, Na ou Zn pour former un complexe de nickel (0) ou de palladium (0) est également envisageable. De manière préférentielle, le Pd(0) est le métal privilégié préférentiellement sous la forme de [Pd(PPh 3 ) 4 ]. De manière générale, les ligands les plus actifs semblent être les ligands polydentes contenant au minimum une phosphine coordinée au centre métallique. De manière plus préférentielle, il s’agit essentiellement de ligands bidente de type (P,P) ; (P,N) ; (P,O) ; (P, carbène). De manière encore plus préférentielle, les meilleurs résultats sont obtenus avec des ligands (P,P) préférentiellement les 1,2-bis(dicyclohexylphosphino)ethane, 1,3-bis(dicyclohexylphosphino)propane et 1,4-bis(dicyclohexylphosphino)butane. Le précurseur catalytique est généralement un mélange d’un précurseur métallique et d’un ou plusieurs ligands. De manière préférentielle, le précurseur catalytique est un mélange stœchiométrique d’un ligand bidentate avec un précurseur métallique. Le précurseur métallique peut être formé avant la réaction (ex situ) ou pendant la réaction (in situ) dans le solvant de la réaction ou dans un autre solvant. Le solvant Le solvant peut être sélectionné parmi les aromatiques, les composés aromatiques halogénés, les éthers, les alcools, les amides, les urées. Le solvant est préférentiellement choisi parmi l’anisole, la cyclohexylpyrrolidone, le N,N-dibutylformamide et le diméthylacétamide. La réaction est généralement conduite avec une pression totale comprise entre 1 MPa et 10 MPa. Le ratio des pressions partielles CO 2 /éthylène est de manière préférée compris entre 1/10 et 10/1. De manière plus préférée, ledit ratio est entre 2/8 et 8/2 et de manière encore plus préférée entre 2/1 et 1/2. La température de réaction est de préférence comprise entre 105°C et 170°C, de préférence entre 125°C et 165°C, et plus préférentiellement entre 135°C et 155°C. Etape d) de séparation (optionnelle) A la fin de la réaction, il est avantageux de passer par une étape de séparation du sel d’acrylate. De manière préférentielle, un contre-solvant, non miscible avec le solvant de la réaction, est ajouté au milieu réactionnel et l’ensemble est envoyé vers une étape de séparation liquide-liquide. De manière encore plus préférentielle, le contre-solvant est de l’eau, potentiellement issue en partie de la déshydratation de l’éthanol à l’étape b). En sortie de séparation liquide-liquide, deux flux sont récupérés, à savoir : - un 1 er flux contenant le solvant de réaction et le précurseur catalytique ; et - un 2 ème flux dit contenant le contre-solvant enrichi en sel d’acrylate et en l’alcool correspondant à la base utilisée dans la réaction. Le 1 er flux est avantageusement réinjecté dans le réacteur, après un éventuel séchage pour retirer les traces d’eau, pour recycler le catalyseur et continuer à produire des sels d’acrylate. Le 2 ème flux est avantageusement envoyé vers une autre étape de séparation, de manière préférentielle une distillation, où le contre-solvant, l’alcool et le sel d’acrylate sont séparés. Avantageusement, le flux enrichi en contre-solvant peut être ainsi recyclé et renvoyé vers l’étape d’extraction liquide-liquide. Avantageusement, le flux enrichi en alcool est envoyé vers une étape de régénération de la base. Dans cette étape, l’alcool est mis au contact d’une base forte pour reformer la base qui sera ensuite introduite dans le réacteur. De manière préférentielle, la base forte est de la soude et l’eau produite pendant la régénération peut éventuellement servir de contre-solvant. Selon l’usage qui en est fait, le sel d’acrylate peut être soit récupéré sous la forme d’une solution concentrée dans le contre-solvant, soit être isolé et purifié par des méthodes de distillation, séchage ou de cristallisation connues de l’homme du métier. Le sel d’acrylate peut aussi être transformé ultérieurement en acide acrylique par ajout d’acide. Exemples 1 / Cas de la synthèse d’acrylate de sodium à partir de glucose sans valorisation du CO 2 de l’étape de fermentation (non conforme) : L’équation de la réaction de fermentation du glucose est C 6 H 12 O 6 → 2 C 2 H 5 OH + 2 CO 2 . De ce fait, 66,7 % du carbone d’une molécule de glucose est converti en éthanol et 33,3 % en CO 2 . Pour une charge de 170 Kta de glucose, la fermentation permet théoriquement de produire 86,8 Kta d’éthanol et 83 Kta de CO 2 . En faisant l’hypothèse que le rendement de la déshydratation de l’éthanol en éthylène est de 97 %, il est possible de produire 51,2 Kta d’éthylène, soit au mieux, 172,1 Kta d’acrylate de sodium. Sans CO 2 valorisé en acrylate de sodium, jusqu’à 64,7 % du carbone du glucose peut être valorisé en acrylate de sodium (cf. Tableau 1 ci-après). 2/ Cas de la synthèse d’acrylate de sodium à partir de glucose avec valorisation du CO 2 de l’étape de fermentation (conforme) : Pour une charge de 170 Kta de glucose, la fermentation permet théoriquement de produire 86,8 Kta d’éthanol et 83 Kta de CO 2 . En faisant l’hypothèse que le rendement de la déshydratation de l’éthanol en éthylène est de 97 %, il est possible de produire 51,2 Kta d’éthylène, soit au mieux, 172,1 Kta d’acrylate de sodium. Pour produire 172,1 Kta d’acrylate de sodium avec 51,2 Kta d’éthylène, il faut a minima 80,5 Kta de CO 2 . La fermentation produit donc assez de CO 2 pour que l’enchainement soit autosuffisant en CO 2 . Avec le CO 2 valorisé en acrylate de sodium par l’enchainement décrit dans l’invention, jusqu’à 97 % du carbone du glucose peut être valorisé en acrylate de sodium (cf. Tableau 1 ci-après). Produits de valorisation de la biomasse Production en Kt/a % de C valorisable en acrylate sans valorisation du CO2 (non conforme) % de C valorisable en acrylate avec valorisation du CO2 (conforme) Ethanol 86,8 64,7% 64,7% CO2 83,0 32,3% Total 64,7% 97,0% Procédé de conversion de biomasse en sels d’acrylate comprenant successivement : a) une étape de traitement de la biomasse pour produire de l’éthanol et du dioxyde de carbone ; b) une étape de déshydratation de l’éthanol obtenu à l’issue de l’étape a) pour obtenir de l’éthylène ; c) une étape de synthèse de sels d’acrylate à partir de l’éthylène obtenu à l’issue de l’étape b) et du dioxyde de carbone obtenu à l’issue de l’étape a) en présence d’un précurseur catalytique et d’un solvant. Procédé selon la revendication 1, dans lequel l’étape a) comprend les sous-étapes suivantes : a1) une étape de prétraitement de la biomasse pour obtenir un substrat prétraité ; a2) une étape d’hydrolyse enzymatique ou chimique du substrat prétraité obtenu à l’issue de l’étape a1) pour obtenir un moût d’hydrolyse enzymatique ou chimique ; a3) une étape de fermentation alcoolique du moût d’hydrolyse enzymatique ou chimique obtenu à l’issue de l’étape a2) pour obtenir de l’éthanol et du dioxyde de carbone. Procédé selon la revendication 2, dans lequel la sous-étape a1) est réalisée par explosion à la vapeur en condition acide à une température comprise entre 150°C et 250°C et pendant une durée comprise entre 5 minutes et 30 minutes. Procédé selon l’une des revendications 2 ou 3, dans lequel la sous-étape a2) est réalisée par hydrolyse enzymatique en présence des cellulases de Trichoderma reesei . Procédé selon la revendication 2, dans lequel lorsque l’étape a2) est une hydrolyse enzymatique, les étapes a2) et a3) sont réalisées simultanément. Procédé selon l’une des revendications 1 à 5, dans lequel l’étape b) comprend les sous-étapes suivantes : b1) une étape de vaporisation d’une charge de vaporisation comprenant l’éthanol obtenu à l’issue de l’étape a) dans un échangeur de chaleur, ladite charge de vaporisation étant introduite dans ladite étape de vaporisation à une pression comprise entre 0,1 MPa et 2,5 MPa de manière à produire une charge vaporisée ; b2) une étape de surchauffe de ladite charge vaporisée obtenue à l’issue de l’étape b1) de manière à amener ladite charge vaporisée à une température d’entrée compatible avec la température de la réaction de déshydratation ; b3) une étape de déshydratation de ladite charge issue de l’étape b2) dans au moins un réacteur adiabatique contenant au moins un catalyseur de déshydratation et dans lequel la réaction de déshydratation a lieu, opérant à une température d'entrée comprise entre 350°C et 550°C et à une pression d'entrée comprise entre 0,3 MPa et 1,8 MPa. Procédé selon l’une quelconque des revendications 1 à 6, dans lequel l’étape c) est réalisée à une température comprise entre 105°C et 170°C, et à une pression comprise entre 1 MPa et 10 MPa. Procédé selon l’une quelconque des revendications 1 à 7, dans lequel l’étape c) est réalisée en présence d’une base choisie parmi les alcanolates d’alcools secondaires ou tertiaires. Procédé selon l’une quelconque des revendications 1 à 8, dans lequel l’étape c) est réalisée en présence d’un précurseur catalytique à base d’un complexe métallique d’un métal de transition choisi parmi les complexes de nickel (0) et de palladium (0). Procédé selon l’une quelconque des revendications 1 à 9, dans lequel l’étape c) est réalisée en présence d’un solvant choisi parmi l’anisole, la cyclohexylpyrrolidone, le N,N-dibutylformamide et le diméthylacétamide. Procédé selon l’une quelconque des revendications 1 à 10, comprenant en outre une étape d) de séparation liquide-liquide du sel d’acrylate en présence d’un contre-solvant, non miscible avec le solvant utilisé à l’étape c). Procédé selon la revendication 11, dans lequel ledit contre-solvant est de l’eau issue au moins en partie de l’étape b) de déshydratation de l’éthanol. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la biomasse est une biomasse lignocellulosique. Installation pour la conversion de biomasse en sels d’acrylate apte à mettre en œuvre le procédé selon l’une quelconque des revendications 1 à 13, ladite installation comprenant : - une première section réactionnelle (2) permettant de produire de l’éthanol (3) et du dioxyde de carbone (4) à partir de biomasse (1) ; - une deuxième section réactionnelle (5) de déshydratation de l’éthanol (3) en éthylène (6) ; et - une troisième section réactionnelle (7) permettant de produire des sels d’acrylate (8) à partir de l’éthylène (6) et du dioxyde de carbone (4).