Brevet FR3156665A1 — publié le 20250620

La présente invention concerne un procédé, et l’installation correspondante, comportant : - une étape d’extraction liquide-liquide (B) d’une charge aqueuse comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse polaire aprotique, produisant un raffinat aqueux (5) et un extrait organique ; - une étape de contre-lavage (C) de l’extrait organique par un solvant aqueux produisant un contre-extrait aqueux et un raffinat organique (8); - une étape de régénération du solvant d’extraction comportant une sous-étape de concentration en 5-HMF du raffinat organique (8) et une sous-étape d’hydrodistillation (E) ; - une étape de régénération du solvant de synthèse comportant au moins une sous-étape d’évaporation et une sous-étape de distillation (G). Selon l’invention, on chauffe, dans des moyens d’échange de chaleur (E1, E2, E3), le raffinat aqueux (5) et/ou ledit raffinat organique (8) avec au moins une phase gaz (203) produite lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation. Figure 3 à publier Procédé et installation de production d’une solution aqueuse de 5-HMF optimisés thermiquement La présente invention concerne le domaine de la production de 5-hydroxyméthylfurfural (5-HMF), en particulier un procédé et une installation de production d’une solution aqueuse de 5-HMF mettant en œuvre des échanges thermiques entre des flux générés lors de ladite production en vue d’une optimisation thermique. Le 5-(hydroxyméthyl)furfural, aussi appelé HMF ou 5-HMF, est un composé d’intérêt issu de la biomasse qui peut être valorisé dans de nombreux domaines, notamment en pharmacie, en agrochimie ou en chimie de spécialité. La production de 5-HMF par déshydratation de sucres est connue depuis de nombreuses années et a fait l’objet d’un grand nombre de travaux de recherche. Les conditions de déshydratation sont nombreuses, on peut notamment citer à titre d’exemple les méthodes suivantes : - Le 5-HMF peut être obtenu en milieu aqueux, généralement en présence d’un catalyseur acide. Ce catalyseur acide permet de déshydrater le sucre en C6 (hexose, et en particulier le fructose) en 5-HMF, mais catalyse également la réhydratation du 5-HMF en acide formique et acide lévulinique, ce qui nuit fortement au rendement. - Le 5-HMF peut également être obtenu en milieu polaire protique non aqueux, avec des solvants tels que le méthanol, l’éthanol ou l’acide acétique, et en présence d’un catalyseur acide. Dans ces conditions, le 5-HMF est obtenu en mélange avec un dérivé éther ou ester du 5-HMF en fonction du milieu réactionnel utilisé. La formation de ces produits secondaires est due à la réaction du 5-HMF avec le solvant de réaction en milieu acide. Par exemple, la demande WO2007/104514 décrit la synthèse du 5-HMF par déshydratation de sucre en utilisant le méthanol ou l’éthanol comme solvant en présence d’un catalyseur acide. Dans ce cas, la présence dudit catalyseur catalyse aussi la réaction d’éthérification du 5-HMF par l’alcool pour donner un mélange de 5-HMF et de sa forme d’éther méthylique ou éthylique suivant l’alcool utilisé comme solvant. - Le 5-HMF peut également être produit en milieu polaire aprotique avec ou sans catalyseur acide. On peut citer plus particulièrement l’utilisation du diméthylsulfoxyde (DMSO) qui, avec ou sans catalyseur acide, permet de produire du 5-HMF avec de très bons rendements, et sans les réactions indésirables listées ci-dessus. Par ailleurs, quel que soit le milieu de synthèse (eau, méthanol, DMSO, etc.), des produits secondaires polymériques appelés humines sont formés lors de la production du 5-HMF (van Dam, H. E.; Kieboom, A. P. G.; van Bekkum, H. (1986) The Conversion of Fructose and Glucose in Acidic Media: Formation of Hydroxymethylfurfural. In : Starch - Stärke, vol. 38, n° 3, p. 95–101). La synthèse du 5-HMF dans un milieu tel que le DMSO est particulièrement intéressante, car elle permet d’obtenir le 5-HMF sous sa forme alcool (et non éther) avec de très bons rendements. Néanmoins, les propriétés physico-chimiques du DMSO (ou tout autre solvant polaire aprotique) le rendent très difficilement séparable du 5-HMF par les méthodes usuelles connues de l’homme du métier. Une méthode connue pour isoler le 5-HMF du DMSO est l’extraction liquide-liquide, suivie d’une cristallisation de l’extrait, telle que décrite dans le brevet FR2669635. La Demanderesse a déjà proposé une amélioration du procédé décrit dans le brevet FR2669635, qui a fait l’objet du brevet FR3071172. Cette amélioration est basée sur la modification de l’étape d’extraction liquide-liquide, notamment en ajoutant une étape de contre-lavage à l’eau, et en recyclant les eaux de contre-lavage en amont de l’extraction liquide-liquide pour les mélanger avec la charge 5-HMF/DMSO, ledit mélange étant éventuellement filtré avant l’extraction liquide-liquide. Cette amélioration permet d’augmenter la pureté du 5-HMF sans perte de rendement en produit d’intérêt, et de réaliser l’étape de cristallisation du 5-HMF dans des conditions plus favorables. Une méthode d’extraction liquide-liquide pour isoler le 5-HMF du DMSO est également décrite dans la demande de brevet FR3131313, mais cette fois dans le cadre d’un procédé permettant de récupérer le 5-HMF non pas sous la forme cristallisée mais en solution aqueuse, ce qui peut être avantageux du fait que la cristallisation du 5-HMF reste une opération coûteuse. Pour cela, le procédé décrit dans FR3131313 met en œuvre une étape d’extraction liquide-liquide associée à une étape de contre-lavage à l’eau de l’extrait organique comportant le 5HMF issu de l’extraction liquide-liquide, ainsi qu’une étape de concentration en 5-HMF du raffinat organique comportant le 5-HMF obtenu à l’étape de contre-lavage, et une étape d’hydrodistillation du flux concentré issu de ladite étape de concentration, afin de récupérer le 5-HMF sous la forme d’une solution aqueuse de 5-HMF. Dans le procédé décrit, divers mélanges eau-DMSO générés par les étapes du procédé peuvent être envoyés à une étape de traitement comportant une section d’évaporation et une section de distillation, permettant de récupérer un effluent aqueux qui peut être utilisé en tout ou partie à l’étape de contre-lavage et/ou à l’étape d’hydrodistillation, mais également en amont de l’extraction liquide-liquide lors du mélange de la charge 5-HMF/DMSO avec de l’eau. Cette étape de traitement des mélanges eau-DMSO permet aussi de récupérer un flux riche en DMSO et un flux riche en impuretés, en particulier les impuretés lourdes telles que les humines. Un tel recyclage d’un flux aqueux dans le procédé permet de limiter les coûts d’opération du procédé et son impact environnemental. En effet, tout flux d’eau issu du procédé nécessite d’être traité avant d’être rejeté dans l’environnement et ainsi le recyclage d’eau dans le procédé permet de réduire les coûts de retraitement du procédé et son impact environnemental. D’autre part, un tel recyclage limite l’apport d’eau pure externe, ce qui réduit davantage les coûts d’opération du procédé. Objectifs et Résumé de l’invention Dans un objectif similaire de limitation des coûts d’opération du procédé et de son impact environnemental, la Demanderesse propose un procédé de production d’une solution aqueuse de 5-HMF similaire à celui décrit dans le brevet FR3131313, et une installation associée, mettant en œuvre des échanges thermiques entre certains flux générés lors du procédé permettant une optimisation thermique du procédé. Grâce à la présente invention, qui met à profit certains flux chauds disponibles dans le procédé de production d’une solution aqueuse de 5-HMF pour réchauffer certains flux froids, la consommation d’utilités chaudes est significativement réduite, limitant ainsi les dépenses énergétiques et le coût environnemental associé, ainsi que les couts opératoires du procédé. Ainsi, pour atteindre au moins l'un des objectifs susvisés, parmi d’autres, la présente invention propose, selon un premier aspect, un procédé de production d’une solution aqueuse de 5-HMF, comportant les étapes suivantes : - une étape d’extraction liquide-liquide (B) d’une charge aqueuse comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse polaire aprotique, en présence d’un solvant d’extraction, produisant un raffinat aqueux comportant dudit solvant de synthèse polaire aprotique et un extrait organique comportant du 5-HMF et du solvant d’extraction ; - une étape de contre-lavage (C) de l’extrait organique par un solvant aqueux produisant un contre-extrait aqueux et un raffinat organique comprenant du 5-HMF et un solvant organique; - une étape de régénération du solvant d’extraction comportant : une sous-étape de concentration en 5-HMF (D) par élimination d’au moins une partie du solvant organique dudit raffinat organique produisant un raffinat organique concentré comportant du 5-HMF et du solvant organique résiduel, et un premier flux comprenant du solvant organique, et une sous-étape d’hydrodistillation (E) mise en œuvre par distillation en présence d’eau dudit raffinat organique concentré produisant la solution aqueuse de 5-HMF et un deuxième flux comprenant du solvant organique ; - une étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comportant : au moins une sous-étape d’évaporation (F, F1, F2, F3) pour éliminer au moins en partie des impuretés dudit raffinat aqueux et produisant un flux liquide concentré en impuretés et au moins un flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique, et une sous-étape de distillation (G) mise en œuvre par distillation d’au moins une partie dudit flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique produisant un effluent aqueux et un flux de solvant de synthèse polaire aprotique recyclables dans ledit procédé ; et dans lequel on chauffe, dans des moyens d’échange de chaleur, ledit raffinat aqueux et/ou ledit raffinat organique avec au moins une phase gaz produite lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique. Selon une ou plusieurs mises en œuvre de l'invention, on chauffe ledit raffinat organique avec une phase gaz produite lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200). Selon une ou plusieurs mises en œuvre de l'invention, on chauffe ledit raffinat organique dans deux échangeurs de chaleur positionnées en série avec respectivement deux phases gaz produites lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200). Selon une ou plusieurs mises en œuvre de l'invention, dans le procédé : - la sous-étape de concentration en 5-HMF (D) de l’étape de régénération du solvant d’extraction comprend : le chauffage dudit raffinat organique successivement dans un premier échangeur de chaleur et un deuxième échangeur de chaleur positionnés en série avec respectivement une première phase gaz et une deuxième phase gaz, puis dans un premier échangeur de chaleur à flux externe, et la séparation gaz-liquide dudit raffinat organique réchauffé dans un premier ballon de séparation ; et - l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comporte au moins : - une première sous-étape d’évaporation (F1) comportant le chauffage dudit raffinat aqueux successivement dans un troisième échangeur de chaleur avec une troisième phase gaz et dans un deuxième échangeur de chaleur à flux externe, la séparation gaz-liquide dudit raffinat aqueux réchauffé dans un deuxième ballon de séparation produisant ladite troisième phase gaz et un flux liquide, et la séparation gaz-liquide dans un troisième ballon de séparation de ladite troisième phase gaz après son refroidissement dans le troisième échangeur de chaleur produisant la deuxième phase gaz ; et - un deuxième sous-étape d’évaporation comportant le chauffage dudit flux liquide issu de la première sous-étape d’évaporation successivement dans un quatrième échangeur de chaleur et dans un troisième échangeur de chaleur à flux externe, et la séparation gaz-liquide dudit flux liquide réchauffé dans un quatrième ballon de séparation produisant la première phase gaz refroidie sous la forme d’un flux dans ledit quatrième échangeur de chaleur avant son envoi au premier échangeur de chaleur à l’étape de concentration en 5-HMF (D). Selon une ou plusieurs mises en œuvre de l'invention, le procédé : - la sous-étape de concentration en 5-HMF (D) de l’étape de régénération du solvant d’extraction comprend : le chauffage dudit raffinat organique successivement dans un premier échangeur de chaleur et un deuxième échangeur de chaleur positionnés en série avec respectivement une première phase gaz et une deuxième phase gaz, puis dans un premier échangeur de chaleur à flux externe, et la séparation gaz-liquide dudit raffinat organique réchauffé dans un premier ballon de séparation produisant la première phase gaz ; et - l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comporte au moins : - une première sous-étape d’évaporation (F1) comportant le chauffage dudit raffinat aqueux successivement dans un troisième échangeur de chaleur avec une troisième phase gaz et dans un deuxième échangeur de chaleur à flux externe, la séparation gaz-liquide dudit raffinat aqueux réchauffé dans un deuxième ballon de séparation produisant ladite deuxième phase gaz et un flux liquide, et la séparation gaz-liquide dans un troisième ballon de séparation de ladite deuxième phase gaz après son refroidissement dans le deuxième échangeur de chaleur commun à la sous-étape de concentration en 5-HMF (D) ; et - un deuxième sous-étape d’évaporation (F2) comportant le chauffage dudit flux liquide issu de la première sous-étape d’évaporation dans un troisième échangeur de chaleur à flux externe, et la séparation gaz-liquide dudit flux liquide réchauffé dans un quatrième ballon de séparation produisant la troisième phase gaz. Selon une ou plusieurs mises en œuvre de l'invention, l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comportent trois sous-étapes d’évaporation successives (F1, F2, F3) de manière à concentrer progressivement les impuretés dudit raffinat aqueux dans une phase liquide, la troisième sous-étape d’évaporation (F3) produisant un flux liquide d’impuretés évacué du procédé et un effluent comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique envoyé à la sous-étape de distillation (G). Selon une ou plusieurs mises en œuvre de l'invention, ladite au moins une étape d’évaporation est opérée à une température comprise entre 80°C et 130°C et à une pression comprise entre 0,0001 MPa et 0,100 MPa. Selon une ou plusieurs mises en œuvre de l'invention, le procédé comporte une étape de mise en contact (A) d’un effluent de synthèse contenant du 5-HMF et dudit solvant de synthèse polaire aprotique avec un flux aqueux de manière à obtenir une charge aqueuse comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse polaire aprotique, ledit effluent de synthèse étant de préférence obtenu d’une étape de synthèse de 5-HMF (A’) à partir d’une charge sucre comportant un hexose en présence d’un catalyseur acide de déshydratation et du solvant de synthèse polaire aprotique et opérée à une température comprise entre 30°C et 200°C et à une pression comprise entre 0,001 MPa et 10 MPa. Selon une ou plusieurs mises en œuvre de l'invention, ledit solvant de synthèse polaire aprotique est choisi parmi la pyridine, la butan-2-one, l’acétone, l’anhydride acétique, la N,N,N’,N’-tétraméthylurée, le benzonitrile, l’acétonitrile, la méthyléthylcétone, le propionitrile, l’hexaméthylphosphoramide, le nitrobenzène, le nitrométhane, le N,N-diméthylformamide, le N,N-diméthylacétamide, le sulfolane, la N-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, le propylène carbonate et la γ-valérolactone, pris seuls ou en mélange, et de préférence est du diméthylsulfoxyde, et ledit solvant d’extraction est choisi parmi le dichlorométhane, le diethyléther, le diisopropyléther, la méthyléthylcétone, la methylisopropylcétone, la methylisobutylcétone, le thiophène, l’anisole et le toluène, et de préférence est de la methylisobutylcétone. Selon un deuxième aspect, la présente invention propose une installation de production d’une solution aqueuse de 5-HMF, pour la mise en œuvre du procédé selon l’invention, comportant : - des moyens d’extraction liquide-liquide d’une charge aqueuse comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse polaire aprotique, configurés pour mettre en contact un solvant d’extraction avec ladite charge et produire un raffinat aqueux appauvri en 5-HMF et un extrait organique enrichi en 5-HMF ; - des moyens de contre-lavage configurés pour mettre en contact ledit extrait organique avec un solvant aqueux et produire un contre-extrait aqueux et un raffinat organique comprenant le 5-HMF et un solvant organique ; - des moyens de régénération du solvant d’extraction comportant : -- des moyens de concentration en 5-HMF configurés pour éliminer au moins en partie le solvant organique dudit raffinat organique et produire un raffinat organique concentré comportant du 5-HMF et du solvant organique résiduel, et un premier flux comprenant du solvant organique ; et -- une unité d’hydrodistillation configurée pour distiller ledit raffinat organique concentré en présence d’eau et produire la solution aqueuse de 5-HMF et un deuxième flux comprenant du solvant organique ; - des moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique comportant au moins une section d’évaporation configurée pour éliminer au moins en partie des impuretés dudit raffinat aqueux et produire un flux liquide concentré en impuretés et au moins un flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique et une section de distillation configurée pour distiller ledit flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique et produire un effluent aqueux et un flux de solvant de synthèse polaire aprotique recyclables dans ledit système ; ladite installation comportant des moyens d’échange de chaleur configurés pour chauffer ledit raffinat aqueux et/ou ledit raffinat organique avec au moins une phase gaz produite dans ladite au moins une section d’évaporation des moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique. Selon un ou plusieurs mode de réalisation de l’invention, les moyens d’échange de chaleur comprennent au moins un échangeur de chaleur configuré pour chauffer ledit raffinat organique avec une phase gaz produite dans ladite au moins une section d’évaporation des moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique. Selon un ou plusieurs mode de réalisation de l’invention, les moyens d’échange de chaleur comprennent deux échangeurs de chaleur successifs configurés pour chauffer ledit raffinat organique avec respectivement deux phases gaz produites dans ladite au moins une section d’évaporation des moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique. Selon un ou plusieurs mode de réalisation de l’invention, l’installation comporte : - lesdits moyens de concentration en 5-HMF comportant successivement : un premier échangeur de chaleur et un deuxième échangeur de chaleur de chaleur formés par lesdits deux échangeurs de chaleur successifs desdits moyens d’échange de chaleur, un premier échangeur de chaleur à flux externe et un premier ballon de séparation ; - lesdits moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique comportant : -- une première section d’évaporation comprenant successivement un troisième échangeur de chaleur, un deuxième échangeur de chaleur à flux externe, un deuxième ballon de séparation et un troisième ballon de séparation; -- une deuxième section d’évaporation configurée pour recevoir un flux liquide issu dudit deuxième ballon de séparation et comportant successivement un quatrième échangeur de chaleur, un troisième échangeur de chaleur à flux externe, et un quatrième ballon de séparation ; - ledit premier échangeur de chaleur et ledit deuxième échangeur de chaleur sont configurés pour chauffer ledit raffinat organique avec respectivement une première phase gaz et une deuxième phase gaz, ladite première phase gaz étant issue du quatrième ballon de séparation et refroidie sous la forme d’un flux dans ledit quatrième échangeur de chaleur, et ladite deuxième phase gaz étant issue du troisième ballon de séparation ; - ledit troisième échangeur de chaleur étant configuré pour chauffer ledit raffinat aqueux avec une troisième phase gaz issue du deuxième ballon de séparation. Selon un ou plusieurs mode de réalisation de l’invention, , l’installation comporte : - lesdits moyens de concentration en 5-HMF comportant successivement : un premier échangeur de chaleur, un deuxième échangeur de chaleur de chaleur , un premier échangeur de chaleur à flux externe et un premier ballon de séparation ; - lesdits moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique comportant : -- une première section d’évaporation comprenant successivement un troisième échangeur de chaleur, un deuxième échangeur de chaleur à flux externe, un deuxième ballon de séparation, ledit deuxième échangeur de chaleur de chaleur commun auxdits moyens de concentration en 5-HMF (D), et un troisième ballon de séparation; -- une deuxième section d’évaporation configurée pour recevoir un flux liquide issu dudit deuxième ballon de séparation et comportant successivement un troisième échangeur de chaleur à flux externe et un quatrième ballon de séparation ; - ledit premier échangeur de chaleur et ledit deuxième échangeur de chaleur étant configurés pour chauffer successivement ledit raffinat organique avec respectivement une première phase gaz issue du premier ballon de séparation et une deuxième phase gaz issue du deuxième ballon de séparation; - ledit troisième échangeur de chaleur étant configuré pour chauffer ledit raffinat aqueux avec une troisième phase gaz issue du quatrième ballon de séparation. Selon un ou plusieurs mode de réalisation de l’invention, lesdits moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique comportent trois sections d’évaporation successives configurées pour concentrer progressivement les impuretés dudit raffinat aqueux dans une phase liquide, la troisième section d’évaporation étant configurée pour produire un flux liquide d’impuretés à évacuer du système et un effluent comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique envoyé à la section de distillation. D’autres objets et avantages de l’invention apparaîtront à la lecture de la description qui suit d’exemples de réalisations particuliers de l’invention, donnés à titre d’exemples non limitatifs, la description étant faite en référence aux figures annexées décrites ci-après. Liste des figures FIG. 1 La FIG. 1 est un schéma bloc illustrant un mode de réalisation du procédé et de l’installation selon l’invention. FIG. 2 La FIG. 2 est un schéma bloc illustrant un autre mode de réalisation du procédé et de l’installation selon l’invention, dans lequel l’évaporation à l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique se fait en trois étapes successives. FIG. 3 La FIG. 3 illustre les échanges thermiques entre des flux du procédé selon un mode de réalisation de l’invention, dans lequel 3 échangeurs de chaleur sont mis en œuvre dans des échanges thermiques entre des flux impliqués dans la régénération du solvant d’extraction et la régénération du solvant de synthèse polaire aprotique. FIG. 4 La FIG. 4 illustre les échanges thermiques entre des flux du procédé selon un autre mode de réalisation de l’invention, dans lequel 4 échangeurs de chaleur sont mis en œuvre dans des échanges thermiques entre des flux impliqués dans la régénération du solvant d’extraction et la régénération du solvant de synthèse polaire aprotique. Sur les figures, les mêmes références désignent des éléments identiques ou analogues. Néanmoins des éléments identiques ou analogues peuvent avoir des références différentes. 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 nécessairement tous 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. Il est précisé que, dans toute cette description, l’expression « compris(e) entre … et … » doit s’entendre comme incluant les bornes citées, sauf spécifié autrement. Dans la présente description, le terme « comprendre » est synonyme de (signifie la même chose que) « comporter », « inclure » et « contenir », et est inclusif ou ouvert et n’exclut pas d’autres éléments qui ne seraient pas mentionnés. Il est entendu que le terme « comprendre » inclut le terme exclusif et fermé « consister ». En outre, lorsqu’ils sont utilisés dans la présente description, les termes « essentiellement » ou « sensiblement » ou « environ » en rapport avec une valeur de référence correspondent à une approximation de ± 10%, préférablement de ± 5%, très préférablement de ± 2%, voire encore plus préférablement de ± 1% de cette valeur de référence, qui peut être une température, une pression, une distance, une vitesse, un débit, une teneur en composé(s), etc. Dans le sens de la présente invention, les différents modes de réalisation présentés peuvent être mis en œuvre séparément ou en combinaison les uns avec les autres, sans limitation de combinaisons lorsque cela est techniquement réalisable. Dans le sens de la présente invention, les différentes plages de paramètres pour une étape donnée telles que les plages de pressions et les plages de températures peuvent être utilisées seules ou en combinaison. Par exemple, dans le sens de la présente invention, une plage préférée de valeurs de pression peut être combinée avec une plage plus préférée de valeurs de température. Dans la présente description, les pressions sont exprimées en valeurs absolues, sauf spécifié autrement. Dans la présente description, on entend par solvant aprotique, une molécule jouant le rôle de solvant et dont tous les atomes d’hydrogène sont portés par des atomes de carbone. Dans la présente description, on entend par solvant polaire, une molécule jouant le rôle de solvant dont le moment dipolaire µ exprimé en Debye a une valeur numérique supérieure ou égale à 2,00 mesuré à 25°C. Dans la présente description, on entend donc par solvant polaire aprotique, une molécule jouant le rôle de solvant dont tous les atomes d’hydrogène sont portés par des atomes de carbone et dont le moment dipolaire µ exprimé en Debye a une valeur numérique supérieure ou égale à 2,00 mesuré à 25°C. Dans la présente description, l’expression « solvant de synthèse » désigne le solvant de synthèse polaire aprotique, i.e. le solvant polaire aprotique utilisé pour la synthèse du 5-HMF. Pour une meilleure compréhension de l’invention, il est fait mention ci-dessous de références apparaissant dans les figures 1 à 4 pour désigner différents éléments du procédé et de l’installation, sans que cela en limite la portée ou constitue une limitation aux modes de réalisation particuliers décrits plus bas. Les étapes et les moyens aptes à réaliser ces étapes sont généralement désignés par les mêmes références dans les figures et dans la description ci-dessous. Par exemple, il est fait référence à l’étape d’extraction liquide-liquide et aux moyens d’extraction liquide-liquide par la même référence « B ». Un objet de l'invention est un procédé de production d’une solution aqueuse d’5-HMF comportant les étapes suivantes : - une étape d’extraction liquide-liquide (B) de la charge aqueuse 3 comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse, en présence du solvant d’extraction 4, produisant le raffinat aqueux 5 comportant du solvant de synthèse et l’extrait organique 6 comportant du 5-HMF et du solvant d’extraction ; - une étape de contre-lavage (C) de l’extrait organique 6 par le solvant aqueux 7 produisant le contre-extrait aqueux 9 et le raffinat organique 8 comprenant du 5-HMF et un solvant organique; - une étape de régénération du solvant d’extraction (100) comportant une sous-étape de concentration en 5-HMF (D) par élimination d’au moins une partie du solvant organique du raffinat organique 8 produisant le raffinat organique concentré 10 comportant du 5-HMF et du solvant organique résiduel, et le premier flux comprenant du solvant organique 11, et une sous-étape d’hydrodistillation (E) mise en œuvre par distillation en présence d’eau 14 du raffinat organique concentré 10 produisant la solution aqueuse de 5-HMF 12 et le deuxième flux 13 comprenant du solvant organique ; - une étape de régénération du solvant de synthèse (200) comportant au moins une sous-étape d’évaporation (F ou F1, F2 et F3) pour éliminer au moins en partie des impuretés du raffinat aqueux (5) et produisant le flux liquide concentré en impuretés 17 ( FIG. 1 ) ou 26 ( FIG. 2 ) et au moins un flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse (19 FIG. 1 , et flux 22, 24, 25 FIG. 2 ) et une sous-étape de distillation (G) mise en œuvre par distillation d’au moins une partie dudit flux eau-solvant de synthèse(19, ou 22, 24, 25) produisant l’effluent aqueux 15 et le flux de solvant de synthèse 16 recyclables dans le procédé. Selon l’invention, on chauffe, dans les moyens d’échange de chaleur, le raffinat aqueux 5 et/ou le raffinat organique 8 avec au moins une phase gaz produite lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse. Un autre objet de l'invention est une installation de production d’une solution aqueuse de 5-HMF, adaptée à la mise en œuvre du procédé selon l’invention, comportant : - des moyens d’extraction liquide-liquide B d’une charge aqueuse 3 comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse, configurés pour mettre en contact un solvant d’extraction 4 avec la charge 3 et produire un raffinat aqueux 5 appauvri en 5-HMF et un extrait organique 6 enrichi en 5-HMF ; - des moyens de contre-lavage C configurés pour mettre en contact l’extrait organique 6 avec un solvant aqueux 7 et produire un contre-extrait aqueux 9 et un raffinat organique 8 comprenant le 5-HMF et un solvant organique ; - des moyens de régénération du solvant d’extraction 100 comportant des moyens de concentration en 5-HMF D configurés pour éliminer au moins en partie le solvant organique dudit raffinat organique 8 et produire un raffinat organique concentré 10 comportant du 5-HMF et du solvant organique résiduel, et un premier flux comprenant du solvant organique 11, et une unité d’hydrodistillation E configurée pour distiller ledit raffinat organique concentré 10 en présence d’eau 14 et produire la solution aqueuse de 5-HMF 12 et un deuxième flux comprenant du solvant organique 13; - des moyens de régénération du solvant de synthèse 200 comportant au moins une section d’évaporation (F ou F1, F2, F3) configurée pour éliminer au moins en partie des impuretés dudit raffinat aqueux 5 et produire le flux liquide concentré en impuretés (17 ou 26) et au moins un flux (19, ou 22, 24, 25) comportant de l’eau et du solvant de synthèse, et une section de distillation G configurée pour distiller ledit flux eau-solvant de synthèse (19, ou 22, 24, 25) et produire un effluent aqueux 15 et un flux de solvant de synthèse 16 recyclables dans ledit système ; - des moyens d’échange de chaleur, tels qu’illustrés aux figures 3 et 4 avec les échangeurs de chaleurs E1 à E4 et E1’ à E3’, configurés pour chauffer ledit raffinat aqueux 5 et/ou ledit raffinat organique 8 avec au moins une phase gaz (203, 218, 223/224, 206) produite dans ladite au moins une section d’évaporation des moyens de régénération du solvant de synthèse 200. Chacune de ces étapes du procédé et moyens associés vont à présent être décrits en détail ci-dessous. Le procédé et l’installation selon l’invention peuvent en outre comprendre des étapes de synthèse de 5-HMF et de préparation de la charge 3 envoyée à l’extraction liquide-liquide B, telles qu’également décrit ci-dessous avec les étapes A’ et A. L’aspect essentiel de l’invention relatif aux échanges thermiques entre le raffinat aqueux 5 et/ou le raffinat organique 8 et au moins une phase gaz produite lors de la ou les sous-étapes d’évaporation au cours de la régénération du solvant de synthèse, est décrit ci-dessous en relation avec les étapes de régénération du solvant d’extraction (100) et de régénération du solvant de synthèse (200), car lesdits échanges thermiques sont réalisés sur des flux impliqués dans ces étapes. Etapes optionnelles (A’) et (A) : étape de déshydratation de sucres en 5-HMF et étape de mélange Le procédé selon l'invention peut comprendre une étape de mise en contact (A) d’un effluent de synthèse 1 contenant du 5-HMF et du solvant de synthèse avec un flux aqueux de manière à obtenir une charge aqueuse 3 comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse, ladite charge aqueuse 3 étant la charge envoyée à l’étape (B) d’extraction liquide-liquide, éventuellement après une étape de filtration pour éliminer les « humines » qui ont précipité lors de l’étape (A). L’effluent de synthèse 1, envoyé à l’étape de mélange (A), est avantageusement obtenu d’une étape de synthèse de 5-HMF (A’) à partir d’une charge sucre Cs comportant un hexose, en présence d’un catalyseur acide de déshydratation et du solvant de synthèse S et opérée à une température comprise entre 30°C et 200°C et à une pression comprise entre 0,001 MPa et 10 MPa. Etape optionnelle (A’) de déshydratation de sucres en 5-HMF On entend, par charge sucre Cs qui comprend un hexose, que l’hexose peut être sous forme monomérique (monosaccharide) ou alors être une unité appartenant à un disaccharide, oligosaccharide ou polysaccharide. Un saccharide est un composé appelé encore sucre. De manière préférée l’hexose est le fructose ou une unité fructosidique. Dans un mode de réalisation, la charge comprend soit du fructose libre, seul ou en mélange avec toute espèce saccharidique, soit comprend toute charge oligosaccharide ou polysaccharidique contenant une ou plusieurs unités fructosidique(s) pouvant libérer du fructose par une ou plusieurs étapes d’hydrolyse, éventuellement en mélange avec d’autres espèces saccharidiques. Préférentiellement, la charge sucre Cs traitée dans le procédé est du fructose cristallin, un sirop contenant du fructose, un sirop contenant du fructose et du glucose, ou le saccharose cristallin ou un sirop de saccharose. Avantageusement, la charge sucre Cs comprend du fructose sous forme monomérique, oligomérique ou polymérique. Par charge sucre contenant du fructose libre pris en mélange avec toute espèce saccharidique, on désigne par exemple des sirops de type High-Fructose-Corn-Syrup contenant du fructose et du glucose en différentes proportions (glucose/fructose dans des rapports massiques ou molaires 58/42, 45/55, 10/90 par exemple). On entend par sirop, une solution de sucres, en particulier de saccharides, dans l’eau ayant une concentration d’au moins 30 % en poids, de préférence au moins 50 % en poids, de préférence au moins 70 % en poids. La charge sucre Cs peut comprendre un saccharide comprenant une ou plusieurs unités fructosidiques et une ou plusieurs unités non-fructosidiques, du fructose pouvant être libéré par une ou plusieurs étapes d’hydrolyse, par exemple les oligosaccharides et les polysaccharides dans lesquels au moins une unité monosaccharidique est le fructose, par exemple des charges telles que le saccharose, le kestose, les fructanes, les oligofructanes, l’inuline. Avantageusement, les charges saccharidiques sont aptes à libérer du fructose monomérique par hydrolyse osidique, ledit fructose produit pouvant être transformé en 5-HMF. De préférence, l’oligosaccharide a pour formule brute: (C 6m H 10m+2 O 5m+1 ) (C 5n H 8n+2 O 4n+1 ) où m et n sont des entiers dont la somme est comprise entre 2 et 6. Les unités monosaccharidiques composant ledit oligosaccharide sont identiques ou non, et au moins une unité de formule (C 6m H 10m+2 O 5m+1 ) est le fructose. Par extension, de préférence le polysaccharide a pour formule brute (C 6m H 10m+2 O 5m+1 ) (C 5n H 8n+2 O 4n+1 ) où m et n sont des entiers dont la somme est supérieure ou égale à 7. Le solvant de synthèse polaire aprotique est avantageusement choisi parmi tous les solvants polaires aprotiques dont le moment dipolaire exprimé en Debye (D) est supérieur ou égal à 2,00. De préférence, les solvants polaires aprotiques sont choisis parmi la pyridine (2,37), la butan-2-one (5,22), l’acétone (2,86), l’anhydride acétique (2,82), la N,N,N’,N’-tétraméthylurée (3,48), le benzonitrile (4,05), l’acétonitrile (3,45), la méthyléthylcétone (2,76), le propionitrile (3,57), l’hexaméthylphosphoramide (5,55), le nitrobenzène (4,02), le nitrométhane (3,57), le N,N-diméthylformamide (3,87), le N,N-diméthylacétamide (3,72), le sulfolane (4,80), la N-méthylpyrrolidone (4,09) notée NMP, le diméthylsulfoxyde (3,90) noté DMSO, le propylène carbonate (4,94) et la γ-valérolactone (4,71), seuls ou en mélange. De préférence, le solvant de synthèse est avantageusement choisi parmi l’acétone, le N,N-diméthylformamide, le N,N-diméthylacétamide, le sulfolane, la NMP, le DMSO, le propylène carbonate et la γ-valérolactone, seuls ou en mélange. De manière préférée, le solvant de synthèse est avantageusement choisi parmi le N,N-diméthylacétamide, la NMP, le DMSO, et la γ-valérolactone, seuls ou en mélange. De manière très préférée, le solvant de synthèse est du DMSO. On entend par catalyseur acide de déshydratation tout catalyseur acide de Brønsted choisi parmi les acides de Brönsted organiques ou inorganiques, homogènes ou hétérogènes, susceptibles d’induire la déshydratation de sucres en 5-HMF. De préférence, le catalyseur acide de déshydratation est un acide de Brønsted ayant un pKa dans le solvant de synthèse, de préférence dans le DMSO, compris entre 0 et 5,0, de préférence compris entre 0,5 et 4,0 et de manière préférée compris entre 1,0 et 3,0. Lesdits pKa sont tel que définis dans l’article de F. G. Bordwell et al. (J. Am. Chem. Soc., 1991, 113, 8398-8401). De préférence, le catalyseur acide de déshydratation est choisi parmi HF, HCl, HBr, HI, H 2 SO 3 , H 2 SO 4 , H 3 PO 2 , H 3 PO 4 , HNO 2 , HNO 3 , H 2 WO 4 , H 4 SiW 12 O 40 , H 3 PW 12 O 40 , (NH 4 ) 6 (W 12 O 40 ).xH 2 O, H 4 SiMo 12 O 40 , H 3 PMo 12 O 40 , (NH 4 ) 6 Mo 7 O 24 .xH 2 O, H 2 MoO 4 , HreO 4 , H 2 CrO 4 , H 2 SnO 3 , H 4 SiO 4 , H 3 BO 3 , HclO 4 , HBF 4 , HSbF 5 , HPF 6 , H 2 FO 3 P, ClSO 3 H, FSO 3 H, HN(SO 2 F) 2 , HIO 3 , BF 3 , AlCl 3 , Al(Otf) 3 , FeCl 3 , ZnCl 2 , SnCl 2 , CrCl 3 , CeCl 3 , ErCl 3 , l’acide formique, l’acide acétique, l’acide trifluoroacétique, l’acide lactique, l’acide lévulinique, l’acide méthanesulfinique, l’acide méthanesulfonique, l’acide trifluorométhanesulfonique, la bis(trifluorométhanesulfonyl)amine, l’acide benzoïque, l’acide paratoluènesulfonique, l’acide 4-biphénylsulfonique, le diphénylphosphate, et le 1,1′-binaphtyl-2,2′-diyl hydrogénophosphate. De manière préférée, le catalyseur acide de déshydratation est choisi parmi HCl, H 2 SO 4 , H 3 PO 2 , H 3 PO 4 , HNO 3 , AlCl 3 , l’acide acétique, l’acide trifluoroacétique, l’acide méthanesulfinique, l’acide méthanesulfonique, l’acide trifluorométhanesulfonique. L’étape de déshydratation est mise en œuvre à une température comprise entre 30°C et 200°C, de préférence entre 50°C et 180°C, de préférence entre 70°C et 150°C et de manière préférée entre 90°C et 130°C, par exemple une température de 120°C. L’étape de déshydratation est opérée à une pression comprise entre 0,001 MPa et 10 MPa, de préférence entre 0,001 MPa et 5 MPa, de préférence entre 0,01 MPa et 1 MPa. Suivant les conditions de pression et de température, le milieu réactionnel est au-dessus ou en dessous du point de bulle du mélange. Par point de bulle on désigne les conditions de pression et de température dans lesquelles les premières bulles de gaz apparaissent pour un liquide. Quand le milieu réactionnel est au-dessus du point de bulle du mélange, la phase vapeur peut être soutirée du réacteur, optionnellement rectifiée, et condensée pour former les condensats, qui peuvent être envoyés à la sous-étape de distillation (G) de l’étape de régénération du solvant de synthèse (200) (envoi non représenté dans les figures). De préférence, le catalyseur acide de déshydratation est introduit à l’étape de déshydratation (A’) dans un ratio molaire du catalyseur par rapport à la charge sucre Cs, noté Acide/Sucre, exprimé en pourcentage molaire (%mol), compris entre 0,01 et 10 %mol, de préférence entre 0,05 et 8 %mol, de préférence entre 0,1 et 6 % mol, de préférence entre 0,2 et 5 % mol, de manière préférée entre 0,3 et 4 % mol et de manière très préférée entre 0,5 et 3 % mol. L’étape de déshydratation (A’) peut être opérée selon différents modes de réalisation. Ainsi, l’étape peut avantageusement être mise en œuvre en discontinu ou en continu (le mode discontinu étant appelé « batch » selon la terminologie anglo-saxonne). L’ajout de la charge sucre Cs peut être progressif (appelé « fed-batch » selon la terminologie anglaise) dans le cas d’une mise en œuvre discontinue ou étagé dans différents réacteurs CSTR (Continuously Stirred Tank Reactor selon la terminologie anglo-saxonne) en série dans une mise en œuvre continue. On peut opérer dans une enceinte réactionnelle fermée ou en réacteur semi-ouvert. L’effluent de synthèse 1 obtenu à l’issue de l’étape optionnelle de déshydratation (A’) comprend du 5-HMF et du solvant de synthèse, de préférence du DMSO. Le solvant de synthèse, typiquement le DMSO, représente généralement entre 30 et 95 % poids de l’effluent de synthèse 1 issu de l’étape de déshydratation (A’) et envoyé à l’étape (A), de préférence entre 40 et 90 % poids, de préférence entre 50 et 90 % poids, de manière préférée entre 55 et 85 % poids. Le 5-HMF représente généralement au moins 1 % poids de l’effluent de synthèse 1 issu de l’étape de déshydratation (A’) et envoyé à l’étape (A), de préférence au moins 10 % poids, de préférence au moins 15 % poids et de préférence au plus 50 % poids, de préférence au plus 40 % poids, de manière préférée au plus 30 % poids. Par ailleurs, ledit effluent de synthèse 1 peut contenir de l’eau avant même le mélange à l’étape (A) avec un flux aqueux. Ladite eau peut être issue de l’étape de déshydratation, par exemple de l’eau est formée lors de la réaction de déshydratation du sucre en 5-HMF (3 moles d’eau générées par mole de 5-HMF produite). Cette eau peut également avoir été introduite avec le sucre, dans le cas où, pour des raisons pratiques, un sirop de sucre, par exemple à environ 70 % poids dans l’eau, est utilisé en tant que charge sucre Cs. Avantageusement, lors de l’étape de déshydratation, un mélange eau-solvant de synthèse (e.g. DMSO) peut être récupéré en phase vapeur. Ledit mélange eau-solvant de synthèse (e.g. DMSO) peut avantageusement être envoyé à la sous-étape de distillation (G) de l’étape de régénération du solvant de (200) (envoi non représenté dans les figures). Ainsi, l’effluent de synthèse 1 issu de l’étape de déshydratation (A’) et introduit à l’étape (A) de mélange peut contenir de l’eau, dans une proportion généralement comprise entre 0,1 et 30 % poids, de préférence entre 0,1 et 15 % en poids, de préférence entre 0,1 et 10 % en poids. Lors de l’étape de déshydratation, une extraction concomitante d’eau du milieu réactionnel peut permettre d’améliorer la sélectivité de la réaction. On entend par sélectivité en 5-HMF, le rapport entre le nombre de moles de 5-HMF produit et le nombre de moles converties de fructose contenu dans la charge sucre Cs introduite dans le procédé. En milieu polaire aprotique, la présence d’eau dégrade la sélectivité de conversion des sucres de façon d’autant plus notable que la concentration des sucres dans le DMSO est élevée. Une extraction en continu de l’eau au cours de la synthèse du 5-HMF est donc intéressante à ce titre, et peut aussi avoir l’avantage de gérer en une seule étape l’extraction de l’eau qui peut être présente dans la charge sucre Cs si elle est sous la forme d’un sirop. Lorsque la charge sucre Cs est sous forme d’un sirop, il peut aussi être avantageux de réduire la teneur en eau présente en amont de l’étape de déshydratation (A’), à la place ou en plus d’une extraction d’eau concomitante du milieu réactionnel lors de l’étape de déshydratation (A’). Ainsi, il peut être effectué une extraction et substitution de l’eau de la charge sucre Cs sous forme de sirop par un solvant de synthèse, e.g. DMSO, et obtention d’un mélange envoyé à l’étape de déshydratation (A’). L’eau du sirop peut être extraite au moins en partie après mélange du sirop avec le solvant de synthèse. Ledit solvant permet de garder le sucre en milieu dilué et de substituer la dilution par l’eau par la dilution par le solvant de synthèse. Une telle extraction de l’eau peut être réalisée par différentes méthodes, telles que l’évaporation, l’adsorption (par exemple dans un tamis moléculaire), la séparation membranaire, et est avantageusement réalisée par distillation, imposant que le solvant de synthèse soit moins volatil que l’eau. L’effluent de synthèse 1 peut en outre contenir des impuretés, en particulier des humines. On appelle « humines » l’ensemble des composés polymériques indésirables formés lors de la synthèse du 5-HMF. Les humines représentent, en particulier, moins de 30 % poids de la charge sucre convertie, de préférence moins de 20 % poids. Lors de l’étape de déshydratation (A’), le taux de conversion du sucre, e.g. le fructose, est d’au moins 80%, préférentiellement d’au moins 90% et encore plus préférentiellement d’au moins 98%. Par taux de conversion, on entend le rapport entre le sucre consommé pendant la réaction (différence entre le sucre total engagé et le sucre résiduel en fin de réaction) rapporté au sucre total engagé dans la réaction. La sélectivité de conversion du sucre en 5-HMF est définie comme le ratio molaire entre le nombre de moles de 5-HMF produites par la réaction rapporté au nombre de moles de sucre consommées par la réaction. Enfin le rendement molaire en 5-HMF est défini comme le ratio molaire entre le nombre de mole de 5-HMF produites par la réaction rapportée au nombre de moles de sucre engagé dans la réaction. Le rendement molaire est donc le produit de la conversion et de la sélectivité. Le rendement molaire en 5-HMF est d’au moins 70%, préférentiellement d’au moins 80%. Une étape optionnelle de neutralisation (non représentée) peut être réalisée sur l’effluent de synthèse 1 issu de l’étape de déshydratation (A’), en amont de l’étape (A) de mélange. Cela permet de réduire la réactivité du milieu et ainsi d’éviter les mécanismes de dégradation du 5-HMF, ou encore diminuer la corrosion des matériaux des équipements en aval de l’étape de déshydratation. La réaction de déshydratation pouvant produire quelques acides organiques, la quantité d’agent de neutralisation peut avantageusement permettre de neutraliser l’ensemble des acides présents dans l’effluent de synthèse 1 issu de l’étape de déshydratation. Une telle étape de neutralisation est avantageusement réalisée à minima au rapport stœchiométrique de la quantité de catalyseur engagé, et généralement réalisée en légère sur-stœchiométrie par rapport au catalyseur engagé, préférentiellement entre 1 et 2 fois le rapport stœchiométrique, préférentiellement entre 1 et 1,5 le rapport stœchiométrique. L’agent de neutralisation peut être un composé basique est choisi parmi NaOH, KOH, NH 4 OH, Na 2 CO 3 , K 2 CO 3 , NaHCO 3 , KHCO 3 , Mg(OH) 2 , Ca(OH) 2 , Ba(OH) 2 . Etape optionnelle (A) de mélange L’étape optionnelle (A) comporte une mise en contact (ou mélange) de l’effluent de synthèse 1 comprenant du 5-HMF et du solvant de synthèse, e.g. DMSO, avec un flux aqueux 27 de manière à obtenir un mélange aqueux, aussi appelée charge aqueuse 3 envoyée à l’étape d’extraction liquide-liquide (B). Le flux aqueux 27 peut être composé d’eau pure, extérieure au procédé, et/ou d’eau recyclée du procédé, par exemple le flux aqueux peut comporter avantageusement tout ou partie du contre-extrait aqueux intermédiaire 9 issu de l’étape (C) de contre-lavage, et/ou de l’eau 15 produite à l’étape (200) de régénération du solvant de synthèse, en particulier lors de la sous-étape de distillation (G). De préférence, le 5-HMF représente au moins 1% poids de l’effluent de synthèse 1 introduit à l’étape (A), de préférence au moins 10 % poids, de préférence au moins 15 % poids et de préférence au plus 50 % poids, de préférence au plus 40 % poids, de manière préférée au plus 30 % poids. De préférence, le solvant de synthèse (e.g. DMSO) représente entre 30 et 95 % poids de l’effluent de synthèse 1 introduit à l’étape (A), de préférence entre 40 et 90 % poids, de préférence entre 50 et 90 % poids, de manière préférée entre 55 et 85 % poids. L’effluent de synthèse 1 introduit à l’étape (A) peut en outre contenir de l’eau, dans une proportion de préférence comprise entre 0,1 et 30 % poids, de préférence entre 0,1 et 15 % en poids et de manière plus préférée entre 0,1 et 10% poids. Eventuellement, l’effluent de synthèse 1 peut en outre contenir des humines. Les humines représentent, en particulier, moins de 30 % poids de l’effluent de synthèse 1, de préférence moins de 20 % poids. Le flux aqueux 27 comprend, et peut être constitué par, de l’eau. Lorsque le flux aqueux 27 comprend une fraction d’eau du procédé recyclée, ladite fraction peut comprendre au moins 60% poids d’eau, de préférence au moins 70% poids, plus préférentiellement au moins 80% poids, encore plus préférentiellement au moins 95 % poids voire 98 % poids d’eau. Le flux aqueux 27 peut comprendre la totalité ou une fraction du contre-extrait aqueux intermédiaire 9 issu de l’étape (C). Ledit contre-extrait aqueux intermédiaire 9 comprend de l’eau, du solvant de synthèse (e.g. DMSO) et éventuellement du 5-HMF. Avantageusement, ledit contre-extrait aqueux intermédiaire 9 contient au moins 60 % poids d’eau, de préférence au moins 70 % poids d’eau et de manière préférée au moins 80 % poids d’eau. Avantageusement, le mélange aqueux 3 obtenu à l’issue de l’étape (A) contient entre 10 % et 90 % poids d’eau, de préférence entre 20 et 80 % poids d’eau, de préférence entre 40 et 75 % poids d’eau. De préférence, l’étape (A) est réalisée à une température comprise entre 0°C et 60°C, de préférence comprise entre 5°C et 40°C, et est généralement réalisée à température ambiante, c’est-à-dire à une température comprise entre 10°C et 40°C, de préférence comprise entre 18°C et 25°C. En augmentant la teneur en eau de l’effluent de synthèse 1 lors de l’étape (A), une partie des humines présentes dans l’effluent de synthèse 1 peut précipiter. Le mélange issu du contact de l’effluent de synthèse 1 avec flux aqueux 27 peut donc être avantageusement soumis à une étape de séparation liquide-solide avant son envoi à l’étape (B) d’extraction liquide-liquide, de manière à obtenir un liquide séparé de particules solides en suspension et un résidu solide comprenant des humines et qui est de préférence éliminé du procédé sous la forme d’un flux solide 2. Une telle étape optionnelle de séparation liquide-solide permet ainsi d’éliminer les « humines » qui ont précipité à l’étape (A) ou en amont. Au moins une partie du liquide obtenu est alors avantageusement envoyé vers l’étape (B) d’extraction liquide-liquide, ladite partie ou de préférence la totalité du liquide envoyée avantageusement vers l’étape (B) correspondant au mélange aqueux 3. Une telle étape de séparation liquide-solide à l’étape (A) peut être avantageusement mise en œuvre lorsque la quantité d’humines précipitées dans le mélange formé par l’effluent de synthèse 1 et le flux aqueux 27 à l’étape (A) est par exemple supérieure à 1% poids. Les humines peuvent être quantifiées de différentes manières bien connues de l’homme du métier, par exemple par chromatographie d’exclusion stérique. L’opération optionnelle de séparation liquide-solide, e.g. filtration, permet ainsi d’éliminer les « humines » qui ont précipité. Cette étape optionnelle de séparation liquide-solide est réalisée de préférence à une température comprise entre 0°C et 60°C, de préférence entre 5°C et 40°C, et généralement à température ambiante (c’est-à-dire entre 10°C et 40°C, de préférence entre 18°c et 25°C). L’étape optionnelle de séparation liquide-solide préalable à l’étape (B) est une séparation solide-liquide simple, et peut être réalisée par toute méthode connue de l’homme du métier, comme par la mise en œuvre d’un filtre-presse, un filtre à bande, un clarificateur, un décanteur, une centrifugeuse, par exemple une centrifugeuse à assiette, lesdites techniques étant utilisées seules ou en combinaison, dans un ordre indifférent. De préférence, l’étape de séparation liquide-solide est une filtration, de préférence réalisée par un filtre-presse. Etape (B) d’extraction liquide-liquide Le procédé selon l’invention comprend une étape (B) d’extraction liquide-liquide d’une charge aqueuse 3, qui est éventuellement le mélange aqueux issu de l’étape (A), en présence d’un solvant d’extraction 4, de manière à produire un raffinat aqueux 5 et un extrait organique 6. Le raffinat aqueux 5 comporte du solvant de synthèse (e.g. DMSO), et l’extrait organique 6 comporte du 5-HMF et du solvant d’extraction. Le raffinat aqueux 5 est appauvri en 5-HMF et l’extrait organique 6 est enrichi en 5-HMF. L’extraction liquide-liquide réalisée à l’étape (B) correspond avantageusement à un lavage de la charge aqueuse 3 par un solvant d’extraction organique 4. De préférence, l’extraction liquide-liquide réalisée à l’étape (B) est une extraction à contre-courant de la charge aqueuse 3, de préférence obtenue à l’étape (A), par un solvant d’extraction 4. Cette technique est bien connue de l’homme du métier. Cette étape (B) est réalisée dans des moyens d’extraction liquide-liquide B configurés pour mettre en contact le solvant d’extraction 4 avec la charge aqueuse 3, de préférence à contre-courant, et produire le raffinat aqueux 5 appauvri en 5-HMF et l’extrait organique 6 enrichi en 5-HMF, et peuvent par exemple comprendre au moins l’un des équipements suivants : une batterie de mélangeurs-décanteurs, une colonne remplie de garnissage vrac ou structuré, une colonne pulsée, ou bien encore une colonne agitée. L’étape (B) d’extraction liquide-liquide est avantageusement réalisée à une température comprise entre 0°C et 60°C, de préférence entre 5°C et 40°C, et généralement à température ambiante (c’est-à-dire entre 10°C et 40°C, de préférence entre 15°C et 30°C, plus préférentiellement entre 18°C et 25°C). De manière générale, le taux de solvant d’extraction, définit comme le ratio massique entre le débit de solvant d’extraction et la charge entrant à l’étape d’extraction, résulte du nombre d’étages de séparation mis en jeu, du choix du solvant d’extraction et de la cible de récupération du 5-HMF définie comme le ratio entre la quantité de 5-HMF entrainée dans l’extrait organique 6 et la quantité de 5-HMF contenue dans la charge aqueuse 3 envoyée à l’étape d’extraction (B). Le taux de récupération ciblé est préférentiellement compris entre 80 et 100%, préférentiellement compris entre 90% et 99,9% et encore plus préférentiellement entre 95 et 99,9%. Le taux de solvant d’extraction (ratio massique entre le débit de solvant d’extraction 4 et la charge aqueuse 3) est de préférence compris entre 0,2 et 5, de préférence comprise entre 1 et 3, de préférence comprise entre 1,5 et 2,5. Le solvant d’extraction 4 introduit à l’étape (B) est choisi parmi les solvants organiques non miscibles avec l’eau, de manière à former deux phases liquides à l’étape (B) et à l’étape (C) de contre-lavage. Cette propriété est fortement dépendante de la proportion relative des débits de charge, d’eau de contre-extraction et de solvant d’extraction mis en œuvre dans le procédé. De manière non limitative, le solvant d’extraction est de préférence choisi parmi des solvants organiques chlorés, des éthers, des esters, des cétones et des composés aromatiques. De préférence le solvant d’extraction est un solvant chloré ayant entre 1 et 10 atomes de carbone, noté ci-après en C1-C10, un éther ayant entre 2 et 10 atomes de carbone (C2-C10), un ester ayant entre 4 et 10 atomes de carbone (C4-C10), une cétone ayant entre 3 et 10 atomes de carbone (C3-C10), un aldéhyde entre 1 et 10 atomes de carbone (C1-C10), un composé aromatique C4-C10. De manière préférée, le solvant d’extraction est choisi parmi le dichlorométhane, le diethyléther, le diisopropyléther, la méthyléthylcétone, la methylisopropylcétone, la methylisobutylcétone, le thiophène, l’anisole et le toluène. De manière très préférée, le solvant d’extraction est la methylisobutylcétone. Avantageusement, le solvant d’extraction est choisi de manière à : - avoir une très forte différence de volatilité avec le 5-HMF, en particulier de manière à faciliter son élimination à la sous-étape (D) de concentration en 5-HMF lors de l’étape (100) de régénération du solvant d’extraction, et limiter la dégradation du 5-HMF, c’est-à-dire de manière à présenter à la sous-étape (D) un taux de vaporisation permettant de ne pas dégrader le 5-HMF et de minimiser la quantité de solvant résiduel à éliminer à la sous-étape (E) d’hydrodistillation de l’étape (100), tout en garantissant l’absence de séparation de phase liquide la sous-étape (E) d’hydrodistillation lorsque le raffinat organique concentré 10 est mis en contact avec de l’eau à la sous-étape (E), et - former, à la sous-étape (E) d’hydrodistillation, un azéotrope hétérogène avec l’eau, de préférence riche en solvant, c’est-à-dire à plus de 50 % poids de solvant, de préférence à plus 60 % poids de solvant et de manière préférée à plus de 70 % poids de solvant. Avantageusement, ledit azéotrope du mélange eau/solvant d’extraction a une température d’ébullition significativement inférieure à celle de l’eau, de préférence inférieure d’au moins 5°C à la température d’ébullition de l’eau, de préférence inférieure d’au moins 8°C à la température d’ébullition de l’eau et de manière préférée inférieure d’au moins 10°C à la température d’ébullition de l’eau. Avantageusement, les flux de solvant organique (solvant d’extraction) produits aux étapes ultérieures peuvent être recyclés à l’étape (B) d’extraction liquide-liquide, comme solvant d’extraction. Ces flux de solvant d’extraction peuvent contenir des impuretés éventuellement générées lors de la mise en œuvre du procédé. Avantageusement, les flux de solvant d’extraction produits aux étapes ultérieures peuvent être distillés, par exemple de manière périodique, pour éviter l’accumulation desdites impuretés. L’étape (B) permet ainsi d’obtenir, d’une part, un flux aqueux appauvri en 5-HMF, appelé raffinat aqueux 5, qui contient une grande partie du solvant de synthèse (e.g. DMSO) contenu initialement dans la charge aqueuse 3, et d’autre part un flux organique enrichi en 5-HMF, appelé extrait organique 6, qui contient une grande partie du 5-HMF, initialement contenu dans la charge aqueuse 3, et le solvant d’extraction 4. Cet extrait organique 6 peut également contenir du solvant de synthèse (e.g. DMSO). De préférence, ledit extrait organique 6 contient du 5-HMF et du solvant de synthèse (e.g. DMSO) dans un rapport pondéral, 5-HMF/solvant de synthèse (e.g. DMSO), compris entre 50/50 et 99/01, de préférence compris entre 50/50 et 95/05, de préférence compris entre 55/45 et 90/10, plus préférentiellement compris entre 60/40 et 85/15, de manière préférée compris entre 65/35 et 85/15. Avantageusement, l’extrait organique 6 est directement envoyé vers l’étape (C) de contre-lavage. Une fraction de particules solides, formée par des humines précipitées, peut également être présente à l’étape (B). Il peut s’agit d’humines précipitées en amont de l’étape (B), par exemple à l’étape de mélange (A) si elle est mise en œuvre, encore présentes dans la charge aqueuse envoyée à l’étape (B), ou d’humines précipitées à l’étape (B) ou encore à l’étape (C) de contre-lavage. Etape (C) de contre-lavage Le procédé selon l’invention comprend une étape (C) de contre-lavage de l’extrait organique 6, par un solvant aqueux 7, de manière à produire un contre-extrait aqueux intermédiaire 9 et un raffinat organique 8 comprenant le 5-HMF et un solvant organique. Le contre-extrait aqueux intermédiaire 9 peut avantageusement être envoyé en partie ou en totalité à l’étape optionnelle (A). Le solvant organique est en particulier composé au moins en partie de solvant d’extraction et peut éventuellement comprendre du solvant de synthèse (e.g. DMSO), de préférence en faibles quantités. L’introduction d’un solvant aqueux 7 à l’étape (C) est réalisée de façon à mettre en œuvre un contre-lavage, selon les connaissances générales de l’homme du métier. L’introduction du solvant aqueux 7 est réalisée de manière à ce que la quantité de solvant aqueux soit la plus faible possible de façon à réduire les coûts, mais suffisante pour garantir une teneur pondérale en solvant de synthèse (e.g. DMSO) dans le raffinat organique 8 faible et de préférence inférieure ou égale à 20,0 % poids par rapport au poids du 5-HMF, préférentiellement inférieure ou égale à 10,0 % poids par rapport au poids du 5-HMF, de manière préférée inférieure ou égale à 2,0 % poids par rapport au poids du 5-HMF, de manière très préférée inférieure ou égale à 1,0 % poids par rapport au poids du 5-HMF, par exemple comprise de manière très préférée entre 0,01% et 1,0% poids par rapport au poids du 5-HMF. Avantageusement, le solvant aqueux de contre-lavage 7 introduit à l’étape (C) comprend au moins 95 % poids d’eau, de préférence au moins 98 % poids d’eau (100% étant le maximum). Le solvant aqueux peut éventuellement comprendre du solvant de synthèse (e.g. DMSO). L’efficacité du contre-lavage est d’autant plus élevée que la quantité de solvant de synthèse (e.g. DMSO) présente dans le solvant aqueux de contre-lavage est faible. Le solvant aqueux peut comprendre au plus 1,0 % poids, et de préférence au plus 0,1 % poids de solvant de synthèse (e.g. DMSO). Avantageusement, le solvant aqueux de contre-lavage 7 est issu de l’étape (200) de régénération du solvant de synthèse, et comprend ainsi au moins une fraction de l’effluent aqueux recyclable 15. Dans un mode de réalisation préféré de l’invention, le raffinat aqueux 5 composé d’eau et de solvant de synthèse polaire aprotique (e.g. DMSO), produit à l’étape (B), est traité dans l’étape (200) de régénération du solvant de synthèse qui comprend une sous-étape (G) de distillation. Le distillat riche en eau ainsi obtenu à l'issue de cette sous-étape (G), aussi appelé effluent aqueux 15 recyclable dans le procédé, est avantageusement utilisé pour former le solvant aqueux 7 de contre-lavage à l’étape (C), éventuellement en mélange avec un appoint d’eau, ou peut être utilisé à l’étape optionnelle de mélange (A) pour former le flux aqueux 27, éventuellement avec au moins une fraction contre-extrait aqueux intermédiaire 9 et/ou un appoint d’eau. Ledit effluent recyclable 15, e.g. distillat riche en eau, peut également contenir une quantité résiduelle de solvant de synthèse (e.g. DMSO), de préférence inférieure ou égale à 1 % poids et de manière préférée inférieure ou égale à 0,1% poids. La quantité résiduelle de solvant de synthèse (e.g. DMSO) dans l’effluent aqueux 15 (le distillat) est d’autant plus faible que la distillation de la sous-étape (G) à l’étape (200) est réalisée de manière efficace, en particulier avec un nombre d’étages de distillation supérieur à 5, et avantageusement des taux de rebouillage et de reflux adaptés. L’étape (C) de contre-lavage est avantageusement une extraction liquide-liquide d’un flux organique, en particulier de l’extrait organique 6 obtenu à l’étape (B) à contre-courant du solvant aqueux 7. Cette technique est bien connue de l’homme du métier. Cette étape (C) est réalisée dans des moyens de contre-lavage configurés pour mettre en contact l’extrait organique 6 avec le solvant aqueux 7, de préférence à contre-courant, et produire un contre-extrait aqueux 9 et un raffinat organique 8 comprenant le 5-HMF et un solvant organique. Ces moyens de contre-lavage peuvent par exemple comprendre au moins l’un des équipements suivants : une batterie de mélangeurs-décanteurs, une colonne remplie de garnissage vrac ou structuré, une colonne pulsée, ou bien encore une colonne agitée. L’étape (C) est réalisée de préférence à une température comprise entre 0°C et 60°C, de préférence entre 5°C et 40°C et généralement à température ambiante (c’est-à-dire entre 10°C et 40°C, de préférence entre 15°C et 30°C, plus préférentiellement entre 18°C et 25°C). Le rapport pondéral (poids/poids) en solvant aqueux 7 par rapport à l’extrait organique 6 est de préférence compris entre 0,04 et 5, de préférence compris entre 0,07 et 3, de préférence compris entre 0,1 et 1. L’étape (C) permet l’obtention d’un flux aqueux avantageusement enrichi en solvant de synthèse (e.g. DMSO), appelé contre-extrait aqueux intermédiaire 9, contenant de préférence au moins 60 % poids d’eau, de préférence au moins 80 % poids d’eau, et un raffinat organique 8, avantageusement appauvri en solvant de synthèse (e.g. DMSO). Let contre-extrait aqueux intermédiaire 9 peut avantageusement être envoyé, en partie ou de préférence en totalité, vers l’étape de mélange (A) si elle est mise en œuvre. Selon l’invention, le raffinat organique 8 produit à l’étape (C) est envoyé à l’étape (100) de régénération du solvant d’extraction, en particulier à la sous-étape (D) de concentration en 5-HMF. Etape (100) de régénération du solvant d’extraction Le procédé selon l’invention comprend une étape de régénération du solvant d’extraction (100), réalisée dans des moyens étape de régénération du solvant d’extraction 100, ladite étape (100) comportant : - une sous-étape de concentration en 5-HMF (D) opérant par élimination d’au moins une partie du solvant organique du raffinat organique 8, réalisée par des moyens de concentration en 5-HMF adaptés à une telle élimination, et produisant un raffinat organique concentré 10 comportant du 5-HMF et du solvant organique résiduel, ainsi qu’un premier flux comprenant, et de préférence consistant en, du solvant organique 11, et - une sous-étape d’hydrodistillation (E) mise en œuvre par distillation en présence d’eau 14 du raffinat organique concentré 10, réalisée dans une unité d’hydrodistillation adaptée, et produisant la solution aqueuse de 5-HMF 12 visée par le procédé et l’installation selon l’invention, et un deuxième flux comprenant du solvant organique 13. Sous-étape (D) de concentration en 5-HMF Le solvant organique présent dans le raffinat organique 8 envoyé à la sous-étape (D), et au moins en partie éliminé lors de cette sous-étape (D), est avantageusement composé en tout ou partie du solvant d’extraction et éventuellement de solvant de synthèse (e.g. DMSO). De manière préférée, dans la sous-étape (D), l’élimination d’une partie du solvant organique est réalisée par vaporisation, par exemple dans des moyens de concentration en 5-HMF adaptés à une telle élimination par vaporisation comme une colonne à distiller à pression atmosphérique ou sous vide, dans un évaporateur comportant typiquement un ou plusieurs échangeurs de chaleur et un ballon de séparation, ou par toute autre méthode et dispositif associé connus de l’homme du métier. Selon ce mode préféré, la vaporisation du solvant organique est avantageusement réalisée à pression atmosphérique ou sous vide, de préférence à une pression comprise entre 0,01 MPa et 0,1 MPa, préférentiellement sous vide à une pression comprise entre 0,01 MPa et 0,09 MPa, plus préférentiellement comprise entre 0,01 MPa et 0,05 MPa, de manière à limiter la température du liquide et donc la dégradation du 5-HMF. De manière préférée, la température du liquide est maintenue inférieure ou égale à 130°C, de manière préférée maintenue inférieure ou égale 100°C, de manière préférée maintenue inférieure ou égale à 90°C. Le niveau de pression, notamment de vide, à appliquer pour atteindre ces températures est bien entendu dépendant du solvant organique et plus particulièrement du solvant d’extraction mis en œuvre et du taux de vaporisation du solvant organique. La sous-étape (D) est de préférence mise en œuvre avec un taux massique de vaporisation (ou taux d’évaporation), correspondant à la masse de solvant organique vaporisé par rapport à la masse du raffinat organique 8 issu de l’étape de contre-lavage (C) (plus particulièrement la quantité massique du flux 11 par rapport à la quantité massique du raffinat organique 8), d’au moins 50 %, de préférence d’au moins 60 %, de préférence d’au moins 70 %, de préférence d’au moins 75%, de préférence d’au moins 80% et de préférence au maximum de 99%. Avantageusement, le taux de vaporisation est défini en fonction du solvant d’extraction de manière à ne pas dégrader le 5-HMF, mais aussi afin de minimiser la quantité de solvant résiduel à éliminer à la sous-étape d’hydrodistillation (E) tout en garantissant l’absence de séparation de phase liquide à l’hydrodistillation (c’est-à-dire tout en garantissant à la phase liquide de rester monophasique). Grâce à la combinaison de l’ensemble des conditions opératoires des étapes précédentes, le raffinat organique concentré 10 obtenu à l’issue de la sous-étape (D) présente très avantageusement un taux de 5-HMF d’au moins 30 % poids par rapport au poids du raffinat organique concentré, de préférence d’au moins 40% poids, de préférence d’au moins 50% poids, et de préférence d’au plus 95 % poids, de préférence d’au plus 90 % poids et de manière préférée d’au plus 85 % poids par rapport au poids du raffinat organique concentré 10. En d’autres termes, le raffinat organique concentré 10 présente de préférence un taux de solvant organique résiduel d’au moins 5 % poids par rapport au poids du raffinat organique concentré, de préférence d’au moins 10 % poids, et de préférence d’au plus 60% poids, de préférence d’au plus 50% poids, de préférence d’au plus 40 % poids, par rapport au poids du raffinat organique concentré 10. Avantageusement, le solvant organique vaporisé lors de la sous-étape (D) forme un premier flux 11 comprenant, de préférence consistant en, du solvant organique et est de préférence recyclé vers l’étape (B) d’extraction liquide-liquide. De préférence, le premier flux 11 est recyclé, en tout ou partie, vers l’étape (B) d’extraction liquide-liquide, venant par exemple former au moins une partie du flux de solvant organique 4. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, avant d’être recyclé, en tout ou partie, vers l’étape (B), ledit premier flux 11 subit une étape de séparation liquide-liquide, de préférence par condensation après refroidissement par passage dans un refroidisseur à eau puis séparation dans un ballon, permettant de séparer l’eau du solvant organique qui se concentre dans le flux recyclé vers l’étape (B), l’eau séparée sous la forme d’un flux 18 rejoignant de préférence le flux aqueux 15 issu de la sous-étape de distillation de l’étape (200) de régénération du solvant de synthèse afin d’alimenter des étapes où un flux d’eau est requis comme l’étape de contre-lavage (C) ou la sous-étape d’hydrodistillation (E). Avantageusement, le raffinat organique concentré 10 est envoyé à la sous-étape (E) d’hydrodistillation. Selon l’invention, des moyens d’échange de chaleur sont configurés pour chauffer le raffinat organique 8 issu de l’étape (C) de contre-lavage et envoyé à la sous-étape (D), et/ou le raffinat aqueux 5 issu de l’étape d’extraction liquide-liquide (B), avec au moins une phase gaz produite lors d’une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse (200) dans au moins une section d’évaporation des moyens de régénération du solvant de synthèse. La FIG. 3 et la FIG. 4 illustrent de tels moyens d’échange de chaleur, intégrés selon certains modes de réalisation dans l’installation et le procédé selon l’invention, en particulier intégrés dans les moyens de concentration en 5-HMF de la sous-étape de concentration en 5-HMF (D) lors de la régénération du solvant d’extraction, et dans une section d’évaporation d’une sous-étape d’évaporation lors de la régénération du solvant de synthèse. Avantageusement, on chauffe le raffinat organique 8 avec une phase gaz produite lors d’au moins une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse (200). Les moyens d’échange de chaleur comprennent alors au moins un échangeur de chaleur (E2 ou E1’) configuré pour chauffer le raffinat organique 8 avec ladite phase gaz (203 ou 223/224). La FIG. 3 illustre un ou plusieurs modes de réalisation dans lesquels on chauffe le raffinat organique 8 successivement dans un premier échangeur de chaleur E1 (flux sortant réchauffé de raffinat organique 101) et un deuxième échangeur de chaleur E2 (flux sortant réchauffé de raffinat organique 102) positionnés en série, avec respectivement une première phase gaz 105 et une deuxième phase gaz 203, puis dans un premier échangeur de chaleur à flux externe 107, de type vapeur basse pression (ou « LPS » pour Low pressure steam selon la terminologie anglo-saxonne), et on réalise la séparation gaz-liquide du raffinat organique réchauffé 103 dans un premier ballon de séparation V1 produisant la première phase gaz 105. De manière avantageuse, les moyens de concentration en 5-HMF comportent alors successivement : le premier échangeur de chaleur E1, le deuxième échangeur de chaleur de chaleur E2, le premier échangeur de chaleur à flux externe 107 et le premier ballon de séparation V1. La deuxième phase gaz 203 envoyée au deuxième échangeur de chaleur E2 provient de la sous-étape d’évaporation F1 de l’étape (200) de régénération du solvant de synthèse. Plus de détails sur l’évaporation lors de la régénération du solvant de synthèse (200) en relation avec la FIG. 3 sont donnés plus loin dans la partie descriptive correspondante à l’étape (200). La première phase gaz 105 est refroidie dans le premier échangeur de chaleur E1 pour donner un flux 106 envoyé vers l’étape d’extraction liquide-liquide (B) et éventuellement l’étape (C) et/ou (E). Ce flux 106 correspond au flux 11, voire aussi comprend le flux d’eau 18, des figures 1 et 2. Du premier ballon de séparation V1, le flux liquide 104 séparé de la phase gaz 105 correspond au raffinat organique concentré 10 représenté aux figures 1 et 2, et est envoyé à la sous-étape d’hydrodistillation (E). Une partie dudit flux liquide 104 est de préférence recyclée en amont du premier échangeur E1 (non représenté dans la FIG. 3 ), tournant ainsi en rond, pour réduire le taux de vaporisation dans les échangeurs tout en minimisant le temps de séjour du liquide. La FIG. 4 illustre un ou plusieurs autres modes de réalisation, dans lesquels on chauffe le raffinat organique 8 dans deux échangeurs de chaleur positionnées en série (E1’, E2’) avec respectivement deux phases gaz produites lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse (200). Les moyens d’échange de chaleur comprennent ainsi les deux échangeurs de chaleur successifs (E1’, E2’) configurés pour chauffer le raffinat organique 8 avec respectivement lesdites deux phases gaz (223/224 et 227). En particulier, selon ce ou ces modes de réalisation, la sous-étape de concentration en 5-HMF comprend avantageusement le chauffage dudit raffinat organique 8 successivement dans un premier échangeur de chaleur E1’ (flux sortant réchauffé de raffinat organique 108) et un deuxième échangeur de chaleur E2’ (flux sortant réchauffé de raffinat organique 109) positionnés en série avec respectivement une première phase gaz 223/224 et une deuxième phase gaz 227, puis dans un premier échangeur de chaleur à flux externe 113, de type LPS, et la séparation gaz-liquide du raffinat organique réchauffé 110 issu du premier échangeur de chaleur à flux externe 113 dans un premier ballon de séparation V1’. De manière avantageuse, selon ce ou ces modes de réalisation, les moyens de concentration en 5-HMF comportent sensiblement les mêmes équipements que ceux illustrés à la FIG. 3 , et comportent ainsi successivement : le premier échangeur de chaleur E1’ et le deuxième échangeur de chaleur de chaleur E2’ positionné en série du premier échangeur E1’, un premier échangeur de chaleur à flux externe, de type LPS 113, et un premier ballon de séparation V1’. La première phase gaz 223/224 envoyée au premier échangeur de chaleur E1’ provient d’une deuxième sous-étape d’évaporation (F2) de l’étape (200) de régénération du solvant de synthèse. La deuxième phase gaz 227 envoyée au deuxième échangeur de chaleur E2’ provient de la première sous-étape d’évaporation (F1) de l’étape (200) de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique. Plus de détails sur les sous-étapes d’évaporation lors de la régénération du solvant de synthèse (200) en relation avec la FIG. 4 sont donnés plus loin dans la partie descriptive correspondante à l’étape (200). Du premier ballon de séparation V1’, un flux liquide 111 séparé de la phase gaz 112 correspond au raffinat organique concentré 10 représenté aux figures 1 et 2, et est envoyé à la sous-étape d’hydrodistillation (E). Une partie dudit flux liquide 111 est de préférence recyclée en amont du premier échangeur E1’ (non représenté dans la FIG. 4 ), tournant ainsi en rond, pour réduire le taux de vaporisation dans les échangeurs tout en minimisant le temps de séjour du liquide. La phase gaz 112 issue du ballon V1’ est envoyés vers l’étape d’extraction liquide-liquide (B) et éventuellement l’étape (C) et/ou (E) dans le cas où une séparation liquide-liquide est réalisée, par exemple par condensation après refroidissement par passage dans un refroidisseur à eau puis séparation dans un ballon, pour séparer l’eau du solvant d’extraction, comme déjà décrit plus haut : ce flux 112 correspond en effet au flux 11, voire aussi comprend le flux d’eau 18, des figures 1 et 2. Les moyens de concentration en 5-HMF (D) peuvent ainsi comporter un ballon de séparation supplémentaire configuré pour recevoir la phase gaz issue du premier ballon de séparation (V1, V1’) et préalablement condensée dans un échangeur de chaleur, tel que l’échangeur E1 à la FIG. 3 ou un échangeur de chaleur à flux externe, de type refroidisseur à eau, et produire un flux riche en solvant d’extraction 11 et un flux riche en eau 18 recyclables dans le procédé. Par échangeur de chaleur, on entend classiquement un dispositif permettant de transférer de l'énergie thermique d'un fluide vers un autre sans les mélanger. Il s’agit, autrement dit, d’un contact indirect entre les fluides. Le flux thermique y traverse la surface d'échange qui sépare les fluides. Tout échangeur de chaleur connu de l’homme du métier et adapté aux conditions opératoires des sous étapes de concentration en 5-HMF (D) à l’étape (100) et d’évaporation (F1, F2) à l’étape (200) peuvent convenir, par un exemple un échangeur de chaleur à tubes/calandre, à plaques, spiralé ou relevant de tout autre technologie adaptée. Dans la présente description, un échangeur de chaleur, tel qu’utilisé aux sous-étapes (D) et (F1, F2), est entendu comme fonctionnant uniquement avec des fluides issus du procédé, typiquement des effluents produits aux étapes du procédé, contrairement aux échangeurs de chaleur à flux externe, entendus comme des échangeurs de chaleur dans lesquels l’un des fluides impliqué dans le transfert thermique est externe au procédé, par exemple de la vapeur d’eau externe au procédé dans le cas d’échangeur de chaleur à flux externe de type LPS, comme les échangeurs 107, 212 et 213 de la FIG. 3 et les échangeurs 113, 216 et 221 de la FIG. 4 . Sous-étape (E) d’hydrodistillation Le procédé selon l’invention comprend une sous-étape d’hydrodistillation (E) mise en œuvre par distillation en présence d’eau du raffinat organique concentré 10 issu de la sous-étape de concentration en 5-HMF (D), et produisant la solution aqueuse de 5-HMF 12, et un deuxième flux 13 comprenant, et de préférence consistant en, du solvant organique. L’hydrodistillation (E) permet avantageusement d’éliminer, au moins en partie, le solvant organique résiduel non éliminé lors de l’étape (D). Le solvant organique résiduel éliminé lors de la sous-étape d’hydrodistillation, c’est-à-dire le deuxième flux 13 comprenant du solvant organique, peut avantageusement être recyclé à l’étape d’extraction liquide-liquide (B), seul ou en mélange avec le premier flux 11 issu de l’étape (D). Avantageusement, un flux à base d’eau 14 alimente l’étape d’hydrodistillation. Le flux à base d’eau 14 introduit à l’étape d’hydrodistillation contient de préférence plus de 95% poids d’eau, de préférence plus de 98% poids d’eau. Le flux à base d’eau 14 peut être de l’eau pure, éventuellement externe au procédé, ce qui permet de minimiser encore la teneur en solvant de synthèse (e.g. DMSO) résiduelle dans la solution aqueuse 12 de 5-HMF produite à l’hydrodistillation (E). De l’eau isolée au sein du procédé peut aussi être utilisée pour alimenter la sous-étape d’hydrodistillation, permettant de limiter les coûts d’opération du procédé et son impact environnemental. Typiquement, si la charge sucre de l’étape de déshydratation est un sirop de sucre à 70% poids dans l’eau, environ 1 tonne d’eau est disponible à l’issue de l’étape de déshydratation (l’eau de la charge sucre et l’eau produite lors de la réaction de déshydratation) par tonne de 5-HMF produite. Cette eau qui est avantageusement récupérée nécessite d’être traitée avant d’être rejetée dans l’environnement. Le procédé selon l’invention peut alors utiliser avantageusement ladite eau issue de la charge sucre et/ou de l’étape de déshydratation pour produire à l’issue de l’étape d’hydrodistillation une solution aqueuse de 5-HMF concentrée de préférence à 30 % poids ou plus, préférentiellement à 40 % poids ou plus, et ainsi réduire les coûts de retraitement du procédé et son impact environnemental. Avantageusement, le flux à base d’eau 14 introduit à la sous-étape d’hydrodistillation (E) peut correspondre à au moins une fraction, éventuellement la totalité, de l’effluent aqueux 15 (distillat) produit issu de la sous-étape de distillation (G) à l’étape (200) de régénération du solvant de synthèse. Ledit distillat peut éventuellement contenir une quantité résiduelle de solvant de synthèse (e.g. DMSO). Avantageusement, lors l’hydrodistillation (E), le solvant d’extraction mis en œuvre dans le procédé forme un azéotrope hétérogène avec l’eau, ledit azéotrope étant de préférence riche en solvant d’extraction, de préférence comprenant plus de 50 % poids de solvant d’extraction, de préférence plus 60 % poids de solvant d’extraction et de manière préférée à plus de 70 % poids de solvant d’extraction. Avantageusement, ledit azéotrope eau/solvant d’extraction a une température d’ébullition significativement inférieure à celle de l’eau, de préférence inférieure d’au moins 5°C à la température d’ébullition de l’eau, de préférence inférieure d’au moins 8°C à la température d’ébullition de l’eau et de manière préférée inférieure d’au moins 10°C à la température d’ébullition de l’eau. Ainsi, après mise en contact du raffinat organique concentré 10 avec le flux à base d’eau 14, le solvant organique résiduel peut être éliminé aisément sans dégradation du 5-HMF. La sous-étape d’hydrodistillation peut être réalisée à pression atmosphérique ou sous vide et en particulier à une pression comprise entre 0,001MPa et 0,1 MPa, de préférence sous vide à une pression entre 0,005 MPa et 0,08 MPa. Avantageusement, la sous-étape d’hydrodistillation est mise en œuvre sous vide, en particulier à une pression comprise entre 0,001MPa et 0,1 MPa, de préférence entre 0,005 MP et 0,08 MPa, de manière à faciliter l’élimination du solvant organique résiduel sans dégradation du 5-HMF. Avantageusement, la sous-étape d’hydrodistillation est mise en œuvre dans une colonne de distillation, de préférence à une température de fond de colonne inférieure ou égale à 140°C, de préférence inférieure ou égale à 130°C, de préférence inférieure ou égale à 120°C, de préférence inférieure ou égale à 110°C et de manière préférée inférieure ou égale à 100°C, de manière à faciliter l’élimination du solvant organique résiduel sans dégradation du 5-HMF. Dans un mode de réalisation particulier, lors de la sous-étape d’hydrodistillation, le raffinat organique concentré 10 et le flux à base d’eau 14 sont mélangés avant introduction dans une colonne de distillation et le mélange est introduit en un point intermédiaire de la colonne de distillation. Dans un autre mode de réalisation particulier, lors de la sous-étape d’hydrodistillation, le raffinat organique concentré 10 est introduit dans la partie supérieure de la colonne de distillation, de préférence dans la moitié supérieure de la colonne de distillation, alors que le flux à base d’eau 14 est également introduit dans la colonne de distillation. Le mélange avec le flux à base d’eau est alors réalisé au sein de la colonne de distillation. Étant donné la formation d’un azéotrope hétérogène entre l’eau et le solvant d’extraction lors de l’hydrodistillation, une condensation des vapeurs de tête de la colonne à distiller génère deux phases liquides : une phase riche en eau qui peut être avantageusement renvoyée dans la colonne à titre de reflux, et une phase riche en solvant organique 13 qui peut être avantageusement recyclée à l’étape d’extraction liquide-liquide (B). Avantageusement, la solution aqueuse 12 de 5-HMF obtenue à l’issue de la sous-étape d’hydrodistillation présente une quantité de 5-HMF d’au moins 30 % poids, de préférence d’au moins 40 % poids, et de préférence inférieure à 90 % poids, de préférence inférieure à 85 % poids et de manière préférée inférieure à 80 % poids, les pourcentages étant donnés par poids de 5-HMF par rapport au poids de solution aqueuse de 5-HMF obtenue à l’issue de la sous-étape d’hydrodistillation. L’installation et le procédé selon l’invention permettent avantageusement de produire une solution aqueuse de 5-HMF présentant une teneur pondérale en solvant de synthèse (e.g. DMSO) inférieure ou égale 10 % poids par rapport au poids de 5-HMF, de préférence inférieure ou égale à 5% poids par rapport au poids de 5-HMF et de manière préférée inférieure ou égale à 3% poids par rapport au poids de 5-HMF. Etape (200) de régénération du solvant de synthèse Le procédé selon l’invention comprend une étape de régénération du solvant de synthèse (e.g. DMSO) (200), réalisée par des moyens de régénération du solvant de synthèse 200, ladite étape (200) comportant : - au moins une sous-étape d’évaporation (F ou F1, F2 et F3) pour éliminer au moins en partie des impuretés dudit raffinat aqueux (5), réalisée dans au moins une section d’évaporation adaptée à une telle élimination, et produisant un flux liquide concentré en impuretés 17 ou 26 et au moins un flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse (19, 22, 24, 25), et - une sous-étape de distillation (G) mise en œuvre par distillation d’au moins une partie du flux eau-solvant de synthèse (19, 22 24, 25), réalisée dans une section de distillation adaptée, et produisant un effluent aqueux 15 et un flux de solvant de synthèse (e.g. DMSO) 16 recyclables dans le procédé. D’autres flux issus du procédé comportant un mélange d’eau et de solvant de synthèse (e.g. DMSO) peuvent être envoyés à la sous-étape de distillation (G) de l’étape (200), comme un mélange eau-DMSO issu de l’étape optionnelle de déshydratation des sucres en 5-HMF (A’) lorsque le procédé intègre une telle étape. Sous-étape(s) (F1, F2, F3) d’évaporation Le procédé selon l’invention comprend, à l’étape de régénération du solvant de synthèse, au moins une sous-étape d’évaporation (F ou F1, F2, et F3) pour éliminer au moins en partie des impuretés du raffinat aqueux (5) et produire le flux liquide concentré en impuretés (17, 26) et au moins un flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse (19, 22, 24, 25). Les impuretés éliminées sont en particulier les impuretés lourdes telles que les humines ou les sucres non convertis. Ladite au moins une sous-étape d’évaporation est de préférence opérée à une température comprise entre 80°C et 130°C, de préférence entre 80°C et 120°C, préférentiellement entre 100°C et 120°C, et à une pression comprise entre 0,0001 MPa et 0,100 MPa. La température lors de la ou les étapes d’évaporation est choisie de manière à limiter la dégradation du solvant de synthèse (e.g. DMSO). Ladite au moins une section d’évaporation comprend des moyens d’échange de chaleur, tel qu’un ou plusieurs échangeurs de chaleur et un ou plusieurs échangeurs à flux externe, et des moyens de séparation gaz-liquide tels qu’un ou plusieurs ballons de séparation. Le ou les flux d’eau et de solvant de synthèse (19, 22, 24, 25) sont envoyés vers la sous-étape de distillation (G) décrite plus loin, pour produire des flux d’eau et de solvant de synthèse qui peuvent être recyclés dans le procédé. C’est au moins une phase gaz (non détaillée dans les figures 1 et 2) produite lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation qui est impliquée dans des échanges de chaleur selon l’invention, en particulier pour chauffer le raffinat aqueux 5 issu de l’étape (B) et/ou le raffinat organique 8 issu de la sous-étape (D). La FIG. 1 illustre un mode de réalisation du système et du procédé selon l’invention comportant une seule sous-étape d’évaporation (F), alors que la FIG. 2 illustre un mode de réalisation dans lequel l’évaporation se fait en trois sous-étapes successives (F1, F2 et F3). Dans tous les cas, selon un aspect essentiel de l’invention, au moins une phase gaz est produite lors d’une sous-étape d’évaporation pour chauffer, dans des moyens d’échange de chaleur, le raffinat aqueux 5 et/ou ledit raffinat organique 8, ladite phase gaz étant produite à la sous-étape (F) du mode de réalisation illustré à la FIG. 1 , et produites aux sous-étapes d’évaporation (F1) et (F2) du mode de réalisation illustré à la FIG. 2 . Selon le mode de réalisation illustré à la FIG. 1 , l’unique sous-étape d’évaporation (F) est de préférence opérée à une température comprise entre 80°C et 130°C, de préférence entre 80°C et 120°C, préférentiellement entre 100°C et 120°C, et à une pression comprise entre 0,0001 MPa et 0,100 MPa. La température est choisie de manière à limiter la dégradation du solvant de synthèse polaire aprotique (e.g. DMSO). Avantageusement, la pression est ajustée de manière à limiter la perte de solvant de synthèse dans le procédé (i.e. dans le flux 17) tout en conservant une bonne opérabilité, en particulier une viscosité acceptable du flux liquide concentré en impuretés à éliminer 17. La section d’évaporation à cette sous-étape (F) comprend des moyens d’échange de chaleur, tel qu’un ou plusieurs échangeurs de chaleur (impliquant des flux internes) et un ou plusieurs échangeurs à flux externe, et des moyens de séparation gaz-liquide tels qu’un ou plusieurs ballons de séparation. Ces moyens d’échange de chaleur et de séparation gaz-liquide peuvent être similaires à ceux décrits plus bas pour la sous-étape d’évaporation (F1) ou la sous-étape d’évaporation (F2) de la FIG. 2 . Le raffinat aqueux 5 est envoyé à la sous-étape d’évaporation (F), et est de préférence chauffé dans au moins un échangeur de chaleur et éventuellement un ou plusieurs échangeurs à flux externe, puis le flux réchauffé est envoyé dans un ou plusieurs ballons de séparation. Les flux suivants sont produits : un flux comportant de d’eau et du solvant de synthèse 19, envoyé vers la sous-étape de distillation (G), un flux liquide concentré en impuretés évacué du procédé, et un flux comportant de l’eau et du solvant d’extraction 20 avantageusement envoyé vers la sous-étape d’hydrodistillation (E). Selon le mode de réalisation illustré à la FIG. 2 , les trois sous-étapes d’évaporation successives (F1, F2, F3), mises en œuvre dans les trois sections d’évaporation successives (F1, F2, F3), permettent de concentrer progressivement les impuretés du raffinat aqueux 5 dans une phase liquide, la troisième sous-étape d’évaporation dans la troisième section d’évaporation F3 produisant un flux liquide d’impuretés à évacuer du système 26 et un effluent d’eau et de solvant de synthèse 25 envoyé à la sous-étape de distillation (G) dans la section de distillation de l’étape (G). De préférence, la première sous-étape d’évaporation (F1) est opérée à une température de préférence comprise entre 80°C et 130°C, de préférence entre 80°C et 120°C, préférentiellement entre 100°C et 120°C, et de préférence à une pression entre 0,01 MPa et 0,1 MPa, préférentiellement entre 0,05 MPa et 0,1 MPa. La température est notamment choisie de manière à limiter la dégradation du solvant de synthèse (e.g. DMSO). La pression est notamment choisie pour que la perte de solvant de synthèse (e.g. DMSO) en phase vapeur soit limitée, et par exemple reste inférieure à 1 % poids (masse du solvant de synthèse dans la phase vapeur). La première section d’évaporation comprend un ou plusieurs échangeurs de chaleur et des moyens de séparation gaz-liquide tels qu’un ou plusieurs ballons de séparation, et de préférence comprend un échangeur ou deux échangeurs de chaleur impliquant des flux internes, un échangeur de chaleur à flux externe, et deux ballons de séparation. La première sous-étape d’évaporation (F1) produit les flux suivants : un flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse 22, envoyé vers la sous-étape de distillation (G), un flux liquide enrichi en impuretés 21 envoyé à la deuxième sous-étape d’évaporation (F2), et un flux comportant de l’eau et du solvant d’extraction 20 avantageusement envoyé vers la sous-étape d’hydrodistillation (E). De préférence, la deuxième sous-étape d’évaporation (F2) est opérée à une température de préférence comprise entre 80 et 130°C, de préférence entre 80°C et 120°, préférentiellement entre 100°C et 120°C, et de préférence à une pression entre 0,001 MPa et 0,1 MPa, préférentiellement entre 0,005 MPa et 0,05 MPa, plus préférentiellement entre 0,01 MPa et 0,03 MPa. La deuxième sous-étape d’évaporation vise notamment à réduire au minimum la teneur en solvant de synthèse (e.g. DMSO) pour éviter des pertes en ledit solvant avec le flux d’impuretés à éliminer. Le reste de l’eau est également évaporé à cette deuxième sous-étape d’évaporation. Par exemple, une teneur en solvant de synthèse comprise entre 30% et 40% poids est visée dans le flux liquide enrichi en impuretés 23 issu de la sous-étape (F2), afin de garder une viscosité dudit flux acceptable pour une bonne opérabilité. La deuxième section d’évaporation comprend un ou plusieurs échangeurs de chaleur et des moyens de séparation gaz-liquide tels qu’un ou plusieurs ballons de séparation, et de préférence comprend un échangeur de chaleur à flux externe et un ballon de séparation ou un échangeur de chaleur impliquant des flux internes, un échangeur de chaleur à flux externe, et un ballon de séparation. La deuxième sous-étape d’évaporation (F2) produit les flux suivants : un flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse 24, envoyé vers la sous-étape de distillation (G), un flux liquide encore plus enrichi en impuretés 23 envoyé à la troisième sous-étape d’évaporation (F3). De préférence, la troisième sous-étape d’évaporation (F3) est réalisée dans une troisième section d’évaporation (F3), non détaillée aux figures 3 et 4, produisant un flux liquide d’impuretés (final) évacué du procédé 26 et un effluent comportant de l’eau et du solvant de synthèse 25 envoyé à la sous-étape de distillation (G) dans la section de distillation G. De préférence, la troisième sous-étape d’évaporation est opérée à une température de préférence comprise entre 80°C et 130°C, de préférence entre 80°C et 120°C, préférentiellement entre 100°C et 120°C, et de préférence à une pression entre 0,0001 MPa et 0,0200 MPa, préférentiellement entre 0,0002 MPa et 0,0100 MPa, préférentiellement entre 0,0005 MPa et 0,0100 MPa, préférentiellement entre 0,0010 MPa et 0,010 MPa. De préférence, la troisième section d’évaporation comprend un évaporateur type film raclé (Thin film Evaporator TFE selon la terminologie anglo-saxonne). Les figures 3 et 4 illustrent des modes de réalisation dans lesquels l’évaporation à l’étape de régénération du solvant de synthèse se fait en trois sous-étapes successives (F1, F2 et F3) comme illustré à la FIG. 2 . Seules les deux premières sous-étapes d’évaporation (F1) et (F2) sont illustrées aux figures 3 et 4, à travers les représentations de certains équipements de type échangeurs de chaleur et ballons de séparation. Sur les figures 3 et 4 figurent aussi au moins une partie des moyens de concentration en 5-HMF de l’étape de régénération du solvant d’extraction (100) déjà décrit plus haut. Ainsi, selon le mode de réalisation représenté à la FIG. 3 , la première sous-étape d’évaporation (F1) est réalisée dans une première section d’évaporation comprenant successivement le troisième échangeur de chaleur E3, le deuxième échangeur de chaleur à flux externe 212, de type LPS, le deuxième ballon de séparation V2, le deuxième échangeur de chaleur de chaleur E2, qui est commun aux moyens de concentration en 5-HMF de l’étape (D), et le troisième ballon de séparation V3. La deuxième sous-étape d’évaporation (F2) est réalisée dans une deuxième section d’évaporation configurée pour recevoir le flux liquide 204 issu dudit deuxième ballon de séparation V2 et comportant successivement un troisième échangeur de chaleur à flux externe 213, de type LPS, et un quatrième ballon de séparation V4. On rappelle qu’à l’étape de concentration en 5-HMF (D) sur la FIG. 3 , on chauffe le raffinat organique 8 successivement dans un premier échangeur de chaleur E1 et un deuxième échangeur de chaleur E2 positionnés en série avec respectivement une première phase gaz 105 et une deuxième phase gaz 203, puis dans un premier échangeur de chaleur à flux externe 107, de type LPS, et on sépare le raffinat organique réchauffé 103 dans un premier ballon de séparation V1 produisant la première phase gaz 105 et une phase liquide 104 envoyée vers la sous-étape (E). Dans la FIG. 3 , à la première sous-étape d’évaporation (F1), on chauffe le raffinat aqueux 5 successivement dans le troisième échangeur de chaleur E3 avec une troisième phase gaz 206 et dans la deuxième échangeur de chaleur à flux externe 212, puis on effectue une séparation gaz-liquide du raffinat aqueux réchauffé 202 dans le deuxième ballon de séparation V2 produisant la deuxième phase gaz 203 et un flux liquide 204, puis on effectue une séparation gaz-liquide dans le troisième ballon de séparation V3 de la deuxième phase gaz 203 après son refroidissement sous la forme du flux 209 dans le deuxième échangeur de chaleur E2 commun à la sous-étape de concentration en 5-HMF (D). Le troisième ballon de séparation V3 sépare une phase gaz 211 contenant principalement de l’eau et éventuellement du solvant d’extraction, envoyée vers la sous-étape d’hydrodistillation (E), et une phase liquide 210 comportant de l’eau et du solvant de synthèse (e.g. DMSO) envoyée vers la sous-étape de distillation (F). La deuxième phase gaz refroidie 225 issue du deuxième échangeur de chaleur E2’ est envoyée à la sous-étape de distillation (G). A la deuxième sous-étape d’évaporation (F2), on chauffe le flux liquide 204 issu du ballon de séparation V2 dans le troisième échangeur de chaleur à flux externe 213, et on effectue une séparation gaz-liquide du flux liquide réchauffé 205 dans le quatrième ballon de séparation V4 produisant la troisième phase gaz 206. La phase liquide 207 issue du quatrième ballon de séparation V4 est envoyée à la troisième étape d’évaporation (F3) pour évacuer un flux liquide d’impuretés et produire un mélange comportant de l’eau et du solvant de synthèse envoyé à la sous-étape de distillation (G). La troisième phase gaz 206, comportant de l’eau et du solvant de synthèse, et refroidie par son passage dans le troisième échangeur de chaleur E3, forme un flux 208 qui est envoyé vers la sous-étape de distillation (G). Ainsi, dans ce mode de réalisation représenté à la FIG. 3 , les échanges de chaleur avantageux sont réalisés dans : - le premier échangeur de chaleur E1 et le deuxième échangeur de chaleur E2 configurés pour chauffer successivement le raffinat organique 8 avec respectivement la première phase gaz 105 issue du premier ballon de séparation V1 et la deuxième phase gaz 203 issue du deuxième ballon de séparation V2, et dans - le troisième échangeur de chaleur E3 configuré pour chauffer le raffinat aqueux 5 avec la troisième phase gaz 206 issue du quatrième ballon de séparation V4. Ces échanges de chaleur avantageux impliquent donc 3 échangeurs de chaleur réalisant des échanges thermiques entre des flux impliqués dans la régénération du solvant d’extraction et la régénération du solvant de synthèse. A la FIG. 4 , la première sous-étape d’évaporation (F1) est réalisée dans une première section d’évaporation comprenant successivement un troisième échangeur de chaleur E3’, un deuxième échangeur de chaleur à flux externe 216, de type LPS, un deuxième ballon de séparation V2’ et un troisième ballon de séparation V3’. La deuxième sous-étape d’évaporation (F2) est réalisée dans une deuxième section d’évaporation configurée pour recevoir un flux liquide 217 issu dudit deuxième ballon de séparation V2’ et comportant successivement un quatrième échangeur de chaleur E4’, un troisième échangeur de chaleur à flux externe 221, de type LPS, et un quatrième ballon de séparation V4’. On rappelle qu’à l’étape de concentration en 5-HMF (D) sur la FIG. 4 , on chauffe le raffinat organique 8 successivement dans le premier échangeur de chaleur E1’ (flux sortant réchauffé de raffinat organique 108) et le deuxième échangeur de chaleur E2’ (flux sortant réchauffé de raffinat organique 109) positionnés en série avec respectivement la première phase gaz 223/224 et la deuxième phase gaz 227, puis dans la premier échangeur de chaleur à flux externe 113, et on effectue la séparation gaz-liquide du raffinat organique réchauffé 110 issu du premier échangeur de chaleur à flux externe 113 dans un premier ballon de séparation V1’. Dans la FIG. 4 , à la première sous-étape d’évaporation (F1), on chauffe le raffinat aqueux 5 successivement dans le troisième échangeur de chaleur E3’ avec une troisième phase gaz 218 et dans le deuxième échangeur de chaleur à flux externe 216, et on sépare dans le deuxième ballon de séparation V2’, à partir du raffinat aqueux réchauffé 215, ladite troisième phase gaz 218 et le flux liquide 217. On effectue ensuite une séparation gaz-liquide dans un quatrième ballon de séparation V4’ de la troisième phase gaz 218 après son refroidissement sous la forme du flux 226 dans le troisième échangeur de chaleur E3’ produisant la deuxième phase gaz 227 qui est envoyée au deuxième échangeur de chaleur E2’ à l’étape de concentration en 5-HMF (D), et un flux liquide 228 envoyé vers l’étape de distillation (G). La deuxième phase gaz refroidie 225 issue du deuxième échangeur de chaleur E2’ est envoyée à la sous-étape de distillation (G). A la deuxième sous-étape d’évaporation (F2), on chauffe successivement le flux liquide 217 issu du ballon de séparation V2’ dans le quatrième échangeur de chaleur E4’ (flux réchauffé 219) et dans le troisième échangeur de chaleur à flux externe 221 (flux réchauffé 220), puis on effectue une séparation gaz-liquide du flux liquide réchauffé 220 dans le troisième ballon de séparation V3’ produisant la première phase gaz 223, refroidie sous la forme d’un flux 224 dans le quatrième échangeur de chaleur E4’ avant son envoi au premier échangeur de chaleur E1’ à l’étape de concentration en 5-HMF (D), et une phase liquide 222 envoyée à la troisième étape d’évaporation (F3) pour évacuer un flux liquide d’impuretés et produire un mélange comportant de l’eau et du solvant de synthèse envoyé à la sous-étape de distillation (G). Ainsi, dans ce mode de réalisation représenté à la FIG. 4 , les échanges de chaleur avantageux sont réalisés dans : - le premier échangeur de chaleur E1’ et le deuxième échangeur de chaleur E2’ configurés pour chauffer successivement le raffinat organique 8 avec respectivement la première phase gaz 223 issue du quatrième ballon de séparation V4’ et refroidie sous la forme d’un flux 224 dans le quatrième échangeur de chaleur E4’, et la deuxième phase gaz 227 issue du troisième ballon de séparation V3’, - le troisième échangeur de chaleur E3’ configuré pour chauffer le raffinat aqueux 5 avec la troisième phase gaz 218 issue du deuxième ballon de séparation V2’, et dans - le quatrième échangeur de chaleur E4’ configuré pour chauffer un flux réchauffé et séparé issu du raffinat aqueux 5 avec la première phase gaz 223 issue du quatrième ballon de séparation V4’. Ces échanges de chaleur avantageux impliquent donc 4 échangeurs de chaleur réalisant des échanges thermiques entre des flux impliqués dans la régénération du solvant d’extraction et la régénération du solvant de synthèse. Sous-étape (G) de distillation La sous-étape de distillation (G) permet de finaliser la régénération du solvant de synthèse (e.g. DMSO). La sous-étape de distillation (G) met en œuvre une section de distillation comportant avantageusement une colonne à distiller, ou bien plusieurs équipement séparés, qui peuvent être deux colonnes à distiller. De préférence, une colonne de distillation est mise en œuvre, à une température en tête de colonne de préférence comprise entre 25°C et 60°C, préférentiellement entre 45°C et 55°C, par exemple d’environ 50°C, de préférence à une température en fond de colonne comprise entre 80°C et 140°C, préférentiellement entre 100°C et 130°C, par exemple d’environ 120°C, de préférence à une pression comprise entre 0,001 MPa et 0,05 MPa, préférentiellement entre 0,005 MPa et 0,02 MPa et de manière préférée entre 0,008 MPa et 0,012 MPa, et de préférence avec un taux de reflux compris entre 0,01 et 0,50, de manière préférée entre 0,05 et 0,20. Ainsi, le raffinat aqueux 5 produit à l’étape d’extraction liquide-liquide (B) comprenant de l’eau et du solvant de synthèse (e.g. DMSO), et éventuellement le mélange eau-solvant de synthèse (e.g. DMSO) récupéré à l’étape optionnelle de déshydratation (A’), sont évaporés lors de la ou les sous-étapes d’évaporation, puis au moins un flux d’eau et de solvant de synthèse est récupéré (19 sur la FIG. 1 , 22, 24 et 25 sur la FIG. 2 ) et distillé, de préférence sous vide, de manière à produire un résidu 16 riche en solvant de synthèse (e.g. DMSO) d’une part, un distillat 15 riche en eau (correspondant à l’effluent aqueux) d’autre part. Par riche, on entend ici au moins 95 % poids, de préférence au moins 98 % poids. Une partie ou la totalité du distillat riche en eau, ou effluent aqueux 15, peut avantageusement être recyclé à l’étape de contre-lavage (C) à titre de solvant aqueux pour réaliser l’étape de contre-lavage et/ou à la sous-étape d’hydrodistillation (E) à l’étape (100) comme flux aqueux. Ledit distillat riche en eau peut également être, en totalité ou en partie, recyclé à titre d’eau introduite à l’étape optionnelle de mélange (A). Le résidu riche en solvant de synthèse 16 (e.g. DMSO) peut être avantageusement introduit à l’étape optionnelle de déshydratation, (A) directement ou après distillation permettant d’évacuer les produits lourds qui pourraient s’accumuler. La quantité résiduelle de solvant de synthèse (e.g. DMSO) dans l’effluent aqueux produit à l’issue de la sous-étape de distillation (G) est d’autant plus faible que la distillation est réalisée de manière efficace selon les connaissances de l’homme du métier. Il en va de même pour la quantité résiduelle d’eau dans le résidu riche en solvant de synthèse (e.g. DMSO), par exemple le résidu riche en solvant de synthèse 16 contient moins de 0,1 % poids d’eau. Exemples Les exemples ci-dessous visent à montrer certains des avantages du procédé et de l’installation selon l’invention, opérés selon les modes de réalisation représentés aux figures 3 et 4, ensemble FIG. 2 . Ainsi la configuration A est celle du mode de réalisation selon la FIG. 3 , impliquant les trois échangeurs de chaleurs E1, E2 et E3 opérés aux sous-étapes de concentration en 5-HMF (D) et d’évaporation (F1) et (F2), et la configuration B est celle du mode de réalisation selon la FIG. 4 , impliquant les quatre échangeurs de chaleurs E1’, E2’, E3’ et E4’ opérés aux sous-étapes de concentration en 5-HMF (D) et d’évaporation (F1) et (F2). Le tableau 1 ci-dessous synthétise les conditions opératoires opérées dans les moyens de concentration en 5-HMF et dans les première et deuxième sections d’évaporation du procédé selon l’invention. Le tableau 2 ci-dessous synthétise les conditions opératoires des échanges de chaleurs réalisés dans les échangeurs de chaleurs impliquant des flux de procédé selon l’invention selon la configuration A ( FIG. 3 ). Le tableau 3 ci-dessous synthétise les conditions opératoires des échanges de chaleurs réalisés dans les échangeurs de chaleurs impliquant des flux de procédé selon l’invention selon la configuration B ( FIG. 4 ). Configuration A (fig.3) Configuration B (fig.4) Etape (D) (F1) (F2) (D) (F1) (F2) Ballon V1 V2 V 3 V 4 V1’ V2’ V 3 ’ V 4 ’ Température (°C) 90 120 100 120 90 120 100 120 Pression (MPa) 0,015 0,090 0,089 0,015 0,015 0,090 0,089 0,015 Configuration A (fig.3) Echangeur Côté froid Côté chaud Puissance (MW) N° flux entrée / sortie Pe (MPa) Te (°C) Ts (°C) N° flux entrée / sortie Pe (MPa) Te (°C) Ts (°C) E1 8 / 10 1 0,015 48 56 105 / 106 0,015 90 56 0,59 E2 10 1 / 10 2 0,015 56 82 203 / 209 0,090 120 98 1,63 E3 5 / 2 01 0,09 35 100 206 / 208 0,015 120 79 0,75 Dans le tableau 2 ci-dessus, Pe et Te sont respectivement la pression et la température en entrée de l’échangeur, et Ts est la température en sortie de l’échangeur. La puissance correspond à la puissance thermique échangée dans des échangeurs de chaleur. Configuration B (fig.4) Echangeur Côté froid Côté chaud Puissance (MW) N° flux entrée / sortie Pe (MPa) Te (°C) Ts (°C) N° flux entrée / sortie Pe (MPa) Te (°C) Ts (°C) E1’ 8 / 108 0,015 37 51 224 / 225 0,015 84 71 0,29 E2’ 108 / 109 0,015 51 81 227 / 229 0,089 100 73 1,89 E3’ 5 / 214 0,090 35 102 218 / 226 0,090 120 100 1,01 E4’ 217 / 219 0,015 76 106 223 / 224 0,015 120 84 0,64 Dans le tableau 3 ci-dessus, Pe et Te sont respectivement la pression et la température en entrée de l’échangeur, et Ts est la température en sortie de l’échangeur. La puissance correspond à la puissance thermique échangée dans des échangeurs de chaleur. Le tableau 4 ci-dessous synthétise les résultats en matière de puissance (puissance thermique échangée dans des échangeurs de chaleur) impliquée dans les échanges thermiques et de consommation en utilités chaudes, pour la configuration A ( FIG. 3 ), la configuration B ( FIG. 4 ), et un procédé comparatif sans intégration thermique. Sans intégration thermique Configuration A Configuration B Nombre d’échangeurs de chaleur « E » impliquant 2 flux issus du procédé 0 3 4 Energie échangée dans les échangeurs « E » (MW) 0 2,97 3,83 Consommation utilités chaudes (MW) 9,36 6,39 5,56 Gain par rapport le cas sans intégration thermique (%) 0% 32% 41% Le procédé et l’installation selon les configurations A et B selon l’invention permettent une réduction significative de la consommation en utilités chaudes comparativement à une configuration ne mettant en œuvre aucun échangeur de chaleur impliquant deux flux issus du procédé. Cette baisse de la consommation en utilités chaudes à un impact direct sur les dépenses énergétiques et le coût environnemental associé, ainsi que les couts opératoires du procédé qui sont par conséquent réduits. Procédé de production d’une solution aqueuse d’hydroxyméthylfurfural, dénommé 5-HMF, comportant les étapes suivantes : - une étape d’extraction liquide-liquide (B) d’une charge aqueuse (3) comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse polaire aprotique, en présence d’un solvant d’extraction (4), produisant un raffinat aqueux (5) comportant dudit solvant de synthèse polaire aprotique et un extrait organique (6) comportant du 5-HMF et du solvant d’extraction ; - une étape de contre-lavage (C) de l’extrait organique (6) par un solvant aqueux (7) produisant un contre-extrait aqueux (9) et un raffinat organique (8) comprenant du 5-HMF et un solvant organique; - une étape de régénération du solvant d’extraction (100) comportant : une sous-étape de concentration en 5-HMF (D) par élimination d’au moins une partie du solvant organique dudit raffinat organique (8) produisant un raffinat organique concentré (10) comportant du 5-HMF et du solvant organique résiduel, et un premier flux comprenant du solvant organique (11), et une sous-étape d’hydrodistillation (E) mise en œuvre par distillation en présence d’eau (14) dudit raffinat organique concentré (10) produisant la solution aqueuse de 5-HMF (12) et un deuxième flux (13) comprenant du solvant organique ; - une étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comportant : au moins une sous-étape d’évaporation (F, F1, F2, F3) pour éliminer au moins en partie des impuretés dudit raffinat aqueux (5) et produisant un flux liquide concentré en impuretés (17, 26) et au moins un flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique (19, 22, 24, 25), et une sous-étape de distillation (G) mise en œuvre par distillation d’au moins une partie dudit flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique (19, 22, 24, 25) produisant un effluent aqueux (15) et un flux de solvant de synthèse polaire aprotique (16) recyclables dans ledit procédé ; et dans lequel on chauffe, dans des moyens d’échange de chaleur, ledit raffinat aqueux (5) et/ou ledit raffinat organique (8) avec au moins une phase gaz (203, 218) produite lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200). Procédé selon la revendication 1, dans lequel on chauffe ledit raffinat organique (8) avec une phase gaz (203 ou 223/224) produite lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200). Procédé selon l’une quelconque des revendications 1 et 2, dans lequel on chauffe ledit raffinat organique (8) dans deux échangeurs de chaleur positionnées en série (E1’, E2’) avec respectivement deux phases gaz produites lors de ladite au moins une sous-étape d’évaporation de l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200). Procédé selon la revendication 3, dans lequel : - la sous-étape de concentration en 5-HMF (D) de l’étape de régénération du solvant d’extraction (100) comprend : le chauffage dudit raffinat organique (8) successivement dans un premier échangeur de chaleur (E1’) et un deuxième échangeur de chaleur (E2’) positionnés en série avec respectivement une première phase gaz (223) et une deuxième phase gaz (227), puis dans un premier échangeur de chaleur à flux externe (113), et la séparation gaz-liquide dudit raffinat organique réchauffé (110) dans un premier ballon de séparation (V1’) ; et - l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comporte au moins : - une première sous-étape d’évaporation (F1) comportant le chauffage dudit raffinat aqueux (5) successivement dans un troisième échangeur de chaleur (E3’) avec une troisième phase gaz (218) et dans un deuxième échangeur de chaleur à flux externe (216), la séparation gaz-liquide dudit raffinat aqueux réchauffé (215) dans un deuxième ballon de séparation (V2’) produisant ladite troisième phase gaz (218) et un flux liquide (217), et la séparation gaz-liquide dans un troisième ballon de séparation (V3’) de ladite troisième phase gaz (218) après son refroidissement dans le troisième échangeur de chaleur (E3’) produisant la deuxième phase gaz (227) ; et - un deuxième sous-étape d’évaporation (F2) comportant le chauffage dudit flux liquide (217) issu de la première sous-étape d’évaporation successivement dans un quatrième échangeur de chaleur (E4’) et dans un troisième échangeur de chaleur à flux externe (221), et la séparation gaz-liquide dudit flux liquide réchauffé (220) dans un quatrième ballon de séparation (V4’) produisant la première phase gaz (223) refroidie sous la forme d’un flux (224) dans ledit quatrième échangeur de chaleur (E4’) avant son envoi au premier échangeur de chaleur (E1’) à l’étape de concentration en 5-HMF (D). Procédé selon l’une quelconque des revendications 1 et 2, dans lequel : - la sous-étape de concentration en 5-HMF (D) de l’étape de régénération du solvant d’extraction (100) comprend : le chauffage dudit raffinat organique (8) successivement dans un premier échangeur de chaleur (E1) et un deuxième échangeur de chaleur (E2) positionnés en série avec respectivement une première phase gaz (105) et une deuxième phase gaz (203), puis dans un premier échangeur de chaleur à flux externe (107), et la séparation gaz-liquide dudit raffinat organique réchauffé (103) dans un premier ballon de séparation (V1) produisant la première phase gaz (105) ; et - l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comporte au moins : - une première sous-étape d’évaporation (F1) comportant le chauffage dudit raffinat aqueux (5) successivement dans un troisième échangeur de chaleur (E3) avec une troisième phase gaz (206) et dans un deuxième échangeur de chaleur à flux externe (212), la séparation gaz-liquide dudit raffinat aqueux réchauffé (202) dans un deuxième ballon de séparation (V2) produisant ladite deuxième phase gaz (203) et un flux liquide (204), et la séparation gaz-liquide dans un troisième ballon de séparation (V3) de ladite deuxième phase gaz (203) après son refroidissement dans le deuxième échangeur de chaleur (E2) commun à la sous-étape de concentration en 5-HMF (D) ; et - un deuxième sous-étape d’évaporation (F2) comportant le chauffage dudit flux liquide (204) issu de la première sous-étape d’évaporation dans un troisième échangeur de chaleur à flux externe (213), et la séparation gaz-liquide dudit flux liquide réchauffé (205) dans un quatrième ballon de séparation (V4) produisant la troisième phase gaz (206). Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’étape de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comportent trois sous-étapes d’évaporation successives (F1, F2, F3) de manière à concentrer progressivement les impuretés dudit raffinat aqueux (5) dans une phase liquide, la troisième sous-étape d’évaporation (F3) produisant un flux liquide d’impuretés évacué du procédé (26) et un effluent comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique (25) envoyé à la sous-étape de distillation (G). Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel ladite au moins une étape d’évaporation est opérée à une température comprise entre 80°C et 130°C et à une pression comprise entre 0,0001 MPa et 0,100 MPa. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comportant une étape de mise en contact (A) d’un effluent de synthèse (1) contenant du 5-HMF et dudit solvant de synthèse polaire aprotique avec un flux aqueux (9) de manière à obtenir une charge aqueuse (3) comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse polaire aprotique, ledit effluent de synthèse (1) étant de préférence obtenu d’une étape de synthèse de 5-HMF (A’) à partir d’une charge sucre (Cs) comportant un hexose en présence d’un catalyseur acide de déshydratation et du solvant de synthèse polaire aprotique (S) et opérée à une température comprise entre 30°C et 200°C et à une pression comprise entre 0,001 MPa et 10 MPa. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel : - ledit solvant de synthèse polaire aprotique est choisi parmi la pyridine, la butan-2-one, l’acétone, l’anhydride acétique, la N,N,N’,N’-tétraméthylurée, le benzonitrile, l’acétonitrile, la méthyléthylcétone, le propionitrile, l’hexaméthylphosphoramide, le nitrobenzène, le nitrométhane, le N,N-diméthylformamide, le N,N-diméthylacétamide, le sulfolane, la N-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, le propylène carbonate et la γ-valérolactone, pris seuls ou en mélange, et de préférence est du diméthylsulfoxyde, et - ledit solvant d’extraction (7) est choisi parmi le dichlorométhane, le diethyléther, le diisopropyléther, la méthyléthylcétone, la methylisopropylcétone, la methylisobutylcétone, le thiophène, l’anisole et le toluène, et de préférence est de la methylisobutylcétone. Installation de production d’une solution aqueuse de 5-HMF (12), pour la mise en œuvre du procédé selon l’une des revendications précédentes, comportant : - des moyens d’extraction liquide-liquide (B) d’une charge aqueuse (3) comportant du 5-HMF et un solvant de synthèse polaire aprotique, configurés pour mettre en contact un solvant d’extraction (4) avec ladite charge (3) et produire un raffinat aqueux (5) appauvri en 5-HMF et un extrait organique (6) enrichi en 5-HMF ; - des moyens de contre-lavage (C) configurés pour mettre en contact ledit extrait organique (6) avec un solvant aqueux (7) et produire un contre-extrait aqueux (9) et un raffinat organique (8) comprenant le 5-HMF et un solvant organique ; - des moyens de régénération du solvant d’extraction (100) comportant : -- des moyens de concentration en 5-HMF (D) configurés pour éliminer au moins en partie le solvant organique dudit raffinat organique (8) et produire un raffinat organique concentré (10) comportant du 5-HMF et du solvant organique résiduel, et un premier flux comprenant du solvant organique (11) ; et -- une unité d’hydrodistillation (E) configurée pour distiller ledit raffinat organique concentré (10) en présence d’eau (14) et produire la solution aqueuse de 5-HMF (12) et un deuxième flux (13) comprenant du solvant organique ; - des moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comportant au moins une section d’évaporation (F, F1, F2, F3) configurée pour éliminer au moins en partie des impuretés dudit raffinat aqueux (5) et produire un flux liquide concentré en impuretés (17) et au moins un flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique (19, 22, 24, 25), et une section de distillation (G) configurée pour distiller ledit flux comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique (19, 22, 24, 25) et produire un effluent aqueux (15) et un flux de solvant de synthèse polaire aprotique (16) recyclables dans ledit système ; ladite installation comportant des moyens d’échange de chaleur configurés pour chauffer ledit raffinat aqueux (5) et/ou ledit raffinat organique (8) avec au moins une phase gaz (203, 218) produite dans ladite au moins une section d’évaporation des moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200). Installation selon la revendication 10, dans laquelle les moyens d’échange de chaleur comprennent au moins un échangeur de chaleur (E2 ou E1’) configuré pour chauffer ledit raffinat organique (8) avec une phase gaz (203 ou 223/224) produite dans ladite au moins une section d’évaporation des moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200). Installation selon la revendication 10 ou la revendication 11, dans laquelle les moyens d’échange de chaleur comprennent deux échangeurs de chaleur successifs (E1’, E2’) configurés pour chauffer ledit raffinat organique (8) avec respectivement deux phases gaz produites dans ladite au moins une section d’évaporation des moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200). Installation selon la revendication 12, dans laquelle: - lesdits moyens de concentration en 5-HMF (D) comportent successivement : un premier échangeur de chaleur (E1’) et un deuxième échangeur de chaleur de chaleur (E2’) formés par lesdits deux échangeurs de chaleur successifs desdits moyens d’échange de chaleur, un premier échangeur de chaleur à flux externe (113) et un premier ballon de séparation (V1’) ; - lesdits moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comportent : -- une première section d’évaporation (F1) comprenant successivement un troisième échangeur de chaleur (E3’), un deuxième échangeur de chaleur à flux externe (216), un deuxième ballon de séparation (V2’) et un troisième ballon de séparation (V3’); -- une deuxième section d’évaporation (F2) configurée pour recevoir un flux liquide (217) issu dudit deuxième ballon de séparation (V2’) et comportant successivement un quatrième échangeur de chaleur (E4’), un troisième échangeur de chaleur à flux externe (221), et un quatrième ballon de séparation (V4’) ; - ledit premier échangeur de chaleur (E1’) et ledit deuxième échangeur de chaleur (E2’) sont configurés pour chauffer ledit raffinat organique (8) avec respectivement une première phase gaz (223) et une deuxième phase gaz (227), ladite première phase gaz (223) étant issue du quatrième ballon de séparation (V4’) et refroidie sous la forme d’un flux (224) dans ledit quatrième échangeur de chaleur (E4’), et ladite deuxième phase gaz (227) étant issue du troisième ballon de séparation (V3’) ; - ledit troisième échangeur de chaleur (E3’) étant configuré pour chauffer ledit raffinat aqueux (5) avec une troisième phase gaz (218) issue du deuxième ballon de séparation (V2’). Installation selon la revendication 10 ou la revendication 11, dans laquelle : - lesdits moyens de concentration en 5-HMF (D) comportent successivement : un premier échangeur de chaleur (E1), un deuxième échangeur de chaleur de chaleur (E2), un premier échangeur de chaleur à flux externe (107) et un premier ballon de séparation (V1) ; - lesdits moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comportent : -- une première section d’évaporation (F1) comprenant successivement un troisième échangeur de chaleur (E3), un deuxième échangeur de chaleur à flux externe (212), un deuxième ballon de séparation (V2), ledit deuxième échangeur de chaleur de chaleur (E2) commun auxdits moyens de concentration en 5-HMF (D), et un troisième ballon de séparation (V3); -- une deuxième section d’évaporation (F2) configurée pour recevoir un flux liquide (204) issu dudit deuxième ballon de séparation (V2) et comportant successivement un troisième échangeur de chaleur à flux externe (213) et un quatrième ballon de séparation (V4) ; - ledit premier échangeur de chaleur (E1) et ledit deuxième échangeur de chaleur (E2) étant configurés pour chauffer successivement ledit raffinat organique (8) avec respectivement une première phase gaz (105) issue du premier ballon de séparation (V1) et une deuxième phase gaz (203) issue du deuxième ballon de séparation (V2); - ledit troisième échangeur de chaleur (E3) étant configuré pour chauffer ledit raffinat aqueux (5) avec une troisième phase gaz (206) issue du quatrième ballon de séparation (V4). Installation selon l’une quelconque des revendications 10 à 14, dans laquelle lesdits moyens de régénération du solvant de synthèse polaire aprotique (200) comportent trois sections d’évaporation successives (F1, F2, F3) configurées pour concentrer progressivement les impuretés dudit raffinat aqueux (5) dans une phase liquide, la troisième section d’évaporation (F3) étant configurée pour produire un flux liquide d’impuretés à évacuer du système (26) et un effluent comportant de l’eau et du solvant de synthèse polaire aprotique (25) envoyé à la section de distillation.