Brevet FR3163658A1 — publié le 20251226

L’invention décrit un procédé qui présente une intégration optimale des étapes de prétraitement, gazéification, de synthèse Fischer-Tropsch, d’électrolyse de l’eau et de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) permettant d'atteindre des rendements de production améliorés et de meilleures performances énergétiques et économiques (efficacité énergétique, coût de production...) tout en respectant les contraintes environnementales telles que les émissions de gaz à effet de serre imposées à des seuils de plus en plus bas. Figure à publier : 2 Injection d’hydrogène produit par électrolyse de l’eau sur une unité de production de biocarburants obtenus par conversion thermochimique de biomasse lignocellulosique avec valorisation du CO2 par réaction du gaz à l’eau inverse. L’invention est dans le domaine de la production de biocarburants avancés, c’est-à-dire utilisation des ressources telles que définies dans l’Annexe IX A de la directive européenne Red II. La demande de brevet WO2014/068253A1 met en œuvre une chaîne de production de biocarburants à partir de biomasse lignocellulosique. Dans ce schéma de référence illustré par la FIG. 1 , la production de biocarburants est effectuée en plusieurs étapes : - Etape A de prétraitement de la biomasse (1) qui est réalisée de façon préférée par une étape de séchage et de torréfaction. D’autres procédés tels que la pyrolyse peuvent être mis en œuvre. - Etape C de gazéification de la biomasse prétraitée (2) pour produire un gaz de synthèse (3), de préférence mise en œuvre un gazéifieur à flux/lit entraîné et paroi refroidie. D’autres technologies telles les lits fluidisés, lits fixes, plasma peuvent être utilisées. L’oxydation partielle de la biomasse est réalisée de façon préférée par un flux d’oxygène pur (11). L’utilisation d’oxygène à haute pureté permet de limiter la quantité de composés inertes, tels que l’azote en cas d’utilisation d’air. Cet oxygène est produit par une unité de séparation d’air B. - Etape D’ d’ajustement du ratio H 2 /CO du gaz de synthèse (3) faite par la réaction de water-gas-shift selon la terminologie anglo-saxonne. Cette étape permet d’ajuster le ratio H 2 /CO pour le procédé de conversion d’hydrocarbures de synthèse en aval. - Etape D de décarbonatation et purification du gaz de synthèse (4) pour éliminer le CO2 inerte (12) et capter les éléments nocifs pour les catalyseurs utilisés dans les procédés en aval pour produire un gaz de synthèse purifié (5), - Etapes E et F de production d’hydrocarbures de synthèse dans lequel on envoie le gaz de synthèse purifié (5) dans un procédé de synthèse Fischer-Tropsch (E) suivi d’un procédé d’hydroconversion (F) des effluents produits (6) pour la production de biocarburants (7). Le gaz de synthèse pourrait également être utilisé par conversion catalytique/biologique pour la production de méthanol, DME, Ethanol, alcools, synthèse oxo, SNG ... Une partie de la fraction gazeuse des produits de la synthèse Fischer-Tropsch peut être combinée à la charge au niveau de l’étape de gazéification, la fraction restante pouvant être utilisée comme combustible. Cette demande de brevet décrit l’injection possible d’hydrogène en tout point de la chaîne du procédé. L’hydrogène injecté est produit par tout moyen connu de l’homme du métier sans distinction particulière ni intégration entre le procédé de production d’hydrogène et les procédés de la chaîne de production du biocarburant. Un inconvénient de cette mise en œuvre est que deux étapes sont particulièrement impactantes sur le rendement : - L’étape de gazéification où une partie de la charge est brûlée pour produire l’énergie nécessaire. Du dioxyde de carbone est formé. - L’étape d’ajustement du ratio H2/CO. Cette étape faite par water-gas-shift consomme de l’eau et du monoxyde de carbone et génère de l’hydrogène et du dioxyde de carbone. Une perte de rendement est observée lors de la transformation de la biomasse lignocellulosique en hydrocarbures de synthèse. Le brevet US9562196 met en avant un ajustement de la teneur en hydrogène en entrée de l’unité Fischer-Tropsch par le reformage du naphta produit par la synthèse Fischer-Tropsch. Cette option réduit la quantité de produits finis produits en consommant le naphta produit. Le brevet WO 2015/101717 décrit l’apport d’hydrogène externe pour ajuster le ratio H 2 /CO d’un gaz de synthèse produit par gazéification d’une charge carbonée et plus particulièrement de la biomasse. Ce brevet revendique un ajustement de la production du gaz de synthèse en fonction de la quantité d’hydrogène externe de façon à maintenir une production de fuel synthétique constante. Le document intitulé « A look into the role of e-fuels in the transport system in Europe (2030–2050) »( Concawe Review Volume 28 • Number 1 •October 2019) présente la voie de production de carburants décarbonés appelés « e-fuels » ou « power-to-liquids ». Ces carburants sont produits à partir de dioxyde de carbone, capté dans l’air ou de fumées de combustion, qui est transformé en présence d’hydrogène par la réaction de reverse water gas shift en monoxyde de carbone et eau. L’hydrogène est produit par électrolyse à partir d’eau. Le carbone contenu dans le dioxyde de carbone capté dans les fumées n’est pas nécessairement d’origine biogénique. Enfin, le dioxyde présent dans l’air est tellement peu concentré que la récupération de celui-ci demande une quantité d’énergie importante. Le document « Flexible hybrid process for combined production of heat, power and renewable feedstock for refineries » (2020, Joint Worshop of Task 39 and Task 44, IEA Bioenergy Technology Collaboration Programme) divulgue une combinaison entre une unité de conversion de biomasse lignocellulosique et électrolyse de l’eau. La conversion de la biomasse lignocellulosique est effectuée dans un gazéifieur en lit fixe après une étape de séchage. La qualité du gaz de synthèse produit nécessite une étape de reformage en présence de catalyseur, de dioxyde de carbone et d’oxygène pour convertir en hydrogène et monoxyde de carbone les particules non converties. L’oxygène produit par l’électrolyse est envoyé vers le gazéifieur et l’étape de reformage. L’hydrogène est envoyé au niveau de la synthèse Fischer-Tropsch. Le CO 2 récupéré est réinjecté au niveau de la gazéification et de l’étape de reformage. Une partie du tail-gas est utilisée pour produire de la vapeur qui est envoyée également vers l’étape de gazéification. Dans l’article « Improving carbon efficiency and profitability of the biomass to liquid process with hydrogen from renewable power » (2018, Fuel 234, 1431-1451, Hillestad et al.) les auteurs présentent une intégration entre une unité de production d’hydrocarbures de synthèse à partir de biomasse et d’électrolyse de l’eau. Le schéma met en avant une étape de conversion du CO 2 produit à l’étape de gazéification par une unité de « Reverse Water Gas Shift ». Cette unité consomme une partie de l’hydrogène produit dans une unité d’électrolyse à oxyde solide transformant de la vapeur d’eau surchauffée à 850°C. De plus la totalité du flux sortant de la section de gazéification contenant du CO et de la vapeur d’eau, est admise dans la section de « Reverse Water Gas Shift », ce qui implique une limitation de la conversion du CO2 et demande un investissement important pour la construction du réacteur. La demande de brevet FR 3029533 A1 met en avant un procédé de conversion thermochimique de matière carbonée dans lequel on ajoute de l’hydrogène en aval de l’épuration du gaz de synthèse ou l’on fait subir à un mélange de gaz de synthèse et d’hydrogène une étape de RWGS. Dans ce document également, la totalité du gaz de synthèse est traitée dans l’étape de RWGS. La demande de brevet WO2022/079407 présente un procédé de synthèse d’hydrocarbures à partir d’un gaz de synthèse dans lequel au moins une portion du dioxyde de carbone et une portion de l’hydrogène produit par électrolyse alimentent une unité de « Reverse Water Gas Shift » pour produire un flux de monoxyde de carbone. Dans l’exemple présenté, le débit volumique d’hydrogène requis destiné à la réaction représente plus de 6 fois le débit de CO 2 traité. Il en résulte un coût énergétique important pour réchauffer les flux gazeux entrants à la température de réaction. Par ailleurs, le procédé d’électrolyse produit un excès d’oxygène par rapport aux besoins de la chaîne complète. Un des problèmes rencontrés par l'homme du métier dans le domaine de l'invention concerne l'amélioration des rendements de production et des performances énergétiques et économiques de la chaîne de production à l'échelle industrielle tout en respectant les contraintes environnementales de plus en plus sévères. Dans le cas de la présente invention, la demanderesse propose un nouveau procédé qui présente une intégration optimale des étapes de prétraitement, gazéification, de synthèse Fischer-Tropsch, d’électrolyse de l’eau et de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) permettant d'atteindre des rendements de production améliorés et de meilleures performances énergétiques et économiques (efficacité énergétique, coût de production...) tout en respectant les contraintes environnementales telles que les émissions de gaz à effet de serre imposées à des seuils de plus en plus bas. En particulier, la présente invention concerne un procédé de conversion en hydrocarbures d’une charge comprenant au moins une fraction biomasse, et produisant du dioxyde de carbone pouvant être utilisé comme sous-produit, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes : - éventuellement une étape a) de prétraitement de la charge, - une étape b) d’électrolyse de l’eau en oxygène et en hydrogène permettant l’obtention d’un flux de d’hydrogène, et d’un flux d’oxygène, dans laquelle l’eau est issue, au moins en partie, d’une étape e) de synthèse Fischer-Tropsch, - une étape c) de gazéification de la charge éventuellement prétraitée à l’étape a), en présence de tout ou partie du flux d’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à obtenir un effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse, - une étape d) d’élimination des composés acides et impuretés de l’effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse issu de l’étape c) mélangé avec un effluent gazeux issu de l’étape g) après condensation de la vapeur d’eau, de manière à obtenir un effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse purifié et un flux de dioxyde de carbone alimentant au moins en partie une étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS), - une étape e) de synthèse Fischer-Tropsch de l'effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse purifié issu de l’étape d) et éventuellement d’une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à produire un flux comprenant des hydrocarbures liquides de synthèse, de l’eau et au moins un effluent gazeux, - une étape (f) d’hydroconversion d’au moins une partie du flux comprenant des hydrocarbures liquides issus de l’étape (e) pour produire au moins une coupe biocarburant liquide et au moins un effluent gazeux - une étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) pour produire au moins un effluent gazeux comprenant du monoxyde de carbone CO et de la vapeur d’’eau, dans laquelle la charge entrant dans ladite étape g) comprenant au moins une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b) et un flux de dioxyde de carbone, présente au moins l’une des deux caractéristiques suivantes : A/ au moins une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b) est mélangé avec le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) et éventuellement avec un flux de dioxyde de carbone issu d’une ou plusieurs unités de combustion des effluents gazeux issus des étapes e) et/ou f) et/ou éventuellement a), et éventuellement avec un flux de dioxyde de carbone extérieur au procédé, de telle sorte que le rapport molaire entre l’hydrogène et le dioxyde de carbone H2/CO2 en entrée du réacteur de l’étape g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène est ajusté entre 1,8 et 3, le rapport molaire entre l’hydrogène et le monoxyde de carbone H2/CO en entrée de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est ajusté par une autre partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b), et/ou B/ Le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) est mélangé avec le flux d’hydrogène issu de l’étape b) et un flux de dioxyde de carbone issu d’une ou plusieurs unités de combustion des effluents gazeux issus des étapes e) et/ou f) et/ou éventuellement a), et éventuellement avec un flux de dioxyde de carbone extérieur au procédé, le mélange desdits flux de dioxyde de carbone et du flux d’hydrogène issu de l’étape b) alimentant l’étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS). Lesdites étapes de prétraitement a), d’hydroconversion f) et de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène g) comprennent avantageusement une ou plusieurs unité(s) de combustion pouvant être alimentées par au moins une partie de l’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau ou par un flux d’air éventuellement enrichi oxygène issu de l’étape (b). La présente invention présente de nombreux avantages par rapport à l’art antérieur, notamment, l’invention proposée permet : - D’améliorer le rendement en carbone dudit procédé, notamment par la mise en œuvre de la réaction de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) optimisé par le contrôle du ratio H2/CO2 et/ou par le recyclage des flux de dioxyde de carbone issus d’une ou plusieurs unités secondaires de combustion des effluents gazeux issus des étapes a) et/ou e) et/ou f) du procédé. - D’améliorer le rendement de la chaîne en hydrocarbures. - De réduire les coûts opératoires dudit procédé par l’utilisation d’oxygène produit par l’étape b) d’électrolyse pour la gazéification et éventuellement pour les unités secondaires de combustion, - De limiter la capacité et donc l’investissement de l’unité de séparation d’air et de conversion du monoxyde de carbone à l’eau (water gas shift selon la terminologie anglo-saxonne) en fonction de la quantité d’hydrogène électrolytique apporté au système, - De réduire la consommation énergétique nécessaire pour atteindre les conditions de température optimale pour la réaction de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (Reverse Water Gas Shift selon la terminologie anglo-saxonne) et maximiser le rendement carbone atteignable par la mise en œuvre de cette étape dans la chaîne, - De produire un carburant compatible avec l’objectif de réduction des émissions de dioxyde de carbone des biocarburants avancés, - De réduire la quantité de charges nécessaire pour une capacité de production de biocarburant ciblée. - Et de réduire la consommation d’eau nécessaire à l’étape b) d’électrolyse par le recyclage des effluents aqueux produits à l’une quelconque des étapes dudit procédé, incluant par exemple l’eau produite dans les unités de combustion des effluents gazeux. En particulier, un avantage de la présente invention est de fournir un procédé de production d’hydrocarbures de synthèse par la conversion thermochimique indirecte de biomasse lignocellulosique permettant l’obtention d’une amélioration du rendement matière et une optimisation du schéma par la mise en œuvre d’une étape g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène par la réaction de Reverse Water Gas Shift selon la terminologie anglo-saxonne, avec un flux d’hydrogène généré à partir d’un flux d’eau produite par électrolyse (étape b). Un autre avantage de la présente invention est de fournir un procédé permettant la valorisation du dioxyde de carbone CO2 produit dans les différentes étapes du procédé selon l’invention, dans l’étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène par la réaction de reverse – water gas shift (RWGS). Ce bénéfice permet de limiter les émissions de CO2 et de maximiser le rendement carbone de la chaîne. Un autre avantage de la présente invention réside dans la mise en œuvre de ladite étape b) d’électrolyse de l’eau dans la chaîne de procédé selon l’invention qui présente les avantages suivants : - Utilisation d’hydrogène décarboné (nécessité d’utiliser de l’électricité décarbonée) qui permet d’obtenir un carburant dont la réduction des émissions des gaz à effet de serre est éligible à la directive européenne Red II, - Ajustement du ratio molaire H2/CO en entrée de l’étape e) de synthèse Fischer Tropsch par injection d’hydrogène produit dans ladite étape b) d’électrolyse de l’eau. Cet ajustement permet de conserver le monoxyde de carbone CO dans le gaz de synthèse et augmenter le rendement matière et/ou de réduire la quantité de ressources entrantes. L’injection d’hydrogène produit dans ladite étape b) d’électrolyse de l’eau permet de supprimer tout ou en partie l’unité de conversion du monoxyde de carbone à l’eau (water gas shift selon la terminologie anglo-saxonne) présents dans le procédé de l’art antérieur et donc supprimer ce poste d’investissement, - La génération d’oxygène dans ladite étape b) d’électrolyse de l’eau : l’oxygène produit peut être utilisé dans le procédé selon la caractéristique B et éventuellement selon la caractéristique A en remplacement de l’oxygène produit par l’unité de séparation d’air limitant ainsi l’investissement de l’unité. L’excès d’oxygène produit dans l’étape b) peut avantageusement être utilisé : - Pour l’oxydation de l’hydrogène sulfuré H2S contenu dans les effluents de l’étape (d) - Pour la combustion d’effluents gazeux de la chaîne de procédé - Pour la combustion des gaz de prétraitement produits dans l’étape a). Un autre avantage de l’invention réside dans l’utilisation de l’eau produite dans l’une quelconque des étapes du procédé, par recyclage dans l’étape b) d’électrolyse de l’eau, et notamment l’eau issue de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch, de l’eau produite par l’étape de prétraitement a) de la biomasse humide, de l’eau issu des condensats des fumées de combustion issues des étapes (a) et/ou (f) et de l’eau produite dans l’étape g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS). Ceci permet de réduire la consommation d’eau du procédé et par conséquent les coûts opératoires. Description des figures FIG. 1 La FIG. 1 représente le schéma de référence selon l’art antérieur WO2014/068253A1 et l’exemple comparatif 1 associé FIG. 2 La FIG. 2 représente les différentes étapes du procédé de production selon l’invention. FIG. 3 La FIG. 3 représente les principaux flux dans l’exemple comparatif 2 selon l’art antérieur WO2022/079407A1. FIG. 4 La FIG. 4 représente les principaux flux dans l’exemple 3 illustrant la caractéristique A selon l’invention (H2/CO2 = 2 en entrée du bloc G). FIG. 5 La FIG. 5 représente les principaux flux dans l’exemple 4 selon la caractéristique B selon l’invention (H2/CO2 = 6,5 en entrée de RWGS) avec recyclage du CO2 issus de l’a combustion vers le bloc G. FIG. 6 La FIG. 6 représente les principaux flux dans les exemples 5 et 6 illustrant les caractéristiques A + B selon l’invention (H2/CO2 = 2 en entrée de RWGS) avec recyclage du CO2 issus des unités de combustion des étapes A et F vers le bloc G. Dans le sens de la présente invention, les différents modes de réalisation présentés peuvent être utilisés seul ou en combinaison les uns avec les autres, sans limitation de combinaison. Dans le sens de la présente invention, les différentes plages de paramètres pour une étape donnée telles que les plages de pression et les plages de température 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 de valeurs de température plus préférée. Dans la suite du texte, les expressions « compris entre … et … » et « entre …. et … » sont équivalentes et signifient que les valeurs limites de l’intervalle sont incluses dans la gamme de valeurs décrite. Si tel n’était pas le cas et que les valeurs limites n’étaient pas incluses dans la gamme décrite, une telle précision sera apportée par la présente invention. Dans la présente description, l’expression « supérieur à… » est entendue comme strictement supérieur, et symbolisée par le signe « > », et l’expression « inférieur à » comme strictement inférieur, et symbolisée par le signe « La présente invention concerne un procédé de conversion d’une charge comprenant au moins une fraction biomasse en hydrocarbures renouvelables. Charges La fraction biomasse peut comprendre tout type de biomasse, de préférence de la biomasse de type solide, et en particulier de la biomasse de type lignocellulosique. Des exemples non limitatifs de types de biomasse concernent par exemple les matières premières de l’annexe IXA de la Directive Européenne sur les énergies renouvelables (red 2), les résidus d’exploitation agricole (notamment paille, rafles de maïs), les résidus d’exploitation forestière ou papetière, les produits de l’exploitation forestière, les résidus de scieries, bois déchets, les cultures dédiées, les taillis à courte rotation ou les taillis à très courte rotation. La charge convertie dans le procédé selon l'invention peut comprendre en outre au moins une fraction d'une autre charge, de préférence au moins une fraction de charge hydrocarbonée gazeuse, solide et/ou liquide ("co-processing" selon la terminologie anglo-saxonne). Ladite fraction de charge hydrocarbonée est entendue dans le cadre de la présente invention comme étant une fraction de charge pouvant avantageusement contenir au moins du charbon, du coke de pétrole (petcoke selon la terminologie anglo-saxonne), du gaz naturel, des résidus pétroliers, des pétroles bruts, des pétroles bruts étêtés, des huiles désasphaltées, des asphaltes de désasphaltage, des dérivés de procédés de conversion du pétrole (comme par exemple : HCO/Slurry de FCC, GO lourd/VGO de coking, résidu de viscoréduction ou procédé thermique similaires, etc. ...), des sables bitumineux ou leurs dérivés, des gaz de schistes et des schistes bitumineux ou leurs dérivés, de la biomasse liquide (comme par exemple : l'huile de colza, l'huile de palme, l'huile de pyrolyse, ...), de la biomasse en slurry selon la terminologie anglo-saxone correspondant à un mélange de biomasse liquide avec une charge hydrocarbonée solide, des déchets municipaux solides ou équivalents contenant du carbone non biogénique, des déchets solides hydrocarbonés, des déchets organiques, des polymères industriels ou des plastiques domestiques. Selon le procédé de l'invention, ladite fraction de charge hydrocarbonée peut être une fraction de charge hydrocarbonée gazeuse, solide, liquide ou leur mélange. La charge du procédé selon l'invention peut donc être une charge comprenant au moins une fraction biomasse solide, et éventuellement au moins une fraction d'une autre charge gazeuse, solide ou liquide seul ou en mélange. De manière générale, la charge utilisée dans le procédé de l'invention comprend au moins 10% et de préférence au moins 20%, de préférence au moins 50%, de manière préférée au moins 70%, et de manière plus préférée au moins 90% de fraction biomasse. Les différentes étapes du procédé selon l'invention sont décrites ci-dessous. Etape a) optionnelle Le procédé peut avantageusement comprendre une étape a) de prétraitement de la charge. L’étape a) de prétraitement de la charge permet la production d’une charge comprenant de la biomasse prétraitée et d’au moins un effluent gazeux. De préférence, l’étape de prétraitement comprend au moins une des opérations de séchage a1), de torréfaction a2), de combustion de gaz a3) ou de broyage a4) décrites ci-après. De manière préférée, l’étape a) de prétraitement comprend une opération de séchage a1), une opération de torréfaction a2), de combustion de gaz a3) et une opération de broyage a4). Dans ce cas, l’étape a) de prétraitement de la charge permet la production d’une charge comprenant de la biomasse torréfiée et d’au moins un effluent gazeux. Dans un mode de réalisation où la charge mise en œuvre est déjà sèche, l’étape de prétraitement comprend une opération de torréfaction a2), de combustion de gaz a3) et une opération de broyage a4). Lorsque la fraction de charge hydrocarbonée est une fraction de charge hydrocarbonée gazeuse ou liquide, celle-ci est avantageusement introduite directement à l'étape c) de gazéification sans être soumise à l'étape a) de prétraitement. a1) Opération de séchage L'étape a) de prétraitement de la charge peut avantageusement comprendre une opération de séchage a1) de la charge réalisée avantageusement à une température comprise entre 20 et 180°C, de préférence entre 60 et 160°C et préférentiellement entre 100 et 140°C pendant une durée comprise entre 5 et 180 minutes et préférentiellement entre 15 et 60 minutes. A l'entrée de l'opération de séchage a1), la charge comprend généralement une teneur en eau comprise entre 15 et 80 % masse. La teneur en eau résiduelle dans la charge à l'issu de l'opération de séchage est avantageusement inférieure à 25% masse, de préférence inférieure à 15 % masse et de manière plus préférée inférieure à 10 % masse. L'opération de séchage peut être réalisée par tout moyen connu de l'homme du métier. L’énergie nécessaire au séchage est généralement apportée par la mise en contact de la charge avec un flux de gaz chaud. a2) Opération de traitement thermique L'étape a) de prétraitement de la charge peut comprendre une opération de traitement thermique a2), de préférence de la charge séchée issue de l’opération de séchage a1). L’étape a2) de traitement thermique permet la production d’un effluent solide et d’un effluent gazeux appelé gaz de prétraitement. De manière avantageuse, l’opération de traitement thermique peut être une opération de torréfaction. L’opération de torréfaction a2) peut être réalisée dans un four de torréfaction qui produit un effluent de charge biomasse torréfiée solide, plus friable, et par conséquent nécessitant moins d'énergie pour être finement broyée de manière à obtenir un effluent torréfié. L'opération de torréfaction est avantageusement réalisée à une température comprise entre 220 et 350°C, de préférence entre 250 et 320°C et plus préférentiellement entre 270 et 300°C pendant une durée comprise entre 5 et 180 minutes, et préférentiellement entre 15 et 60 minutes, à une pression opératoire absolue comprise préférentiellement entre 0,01 et 1,5 MPa, de manière préférée entre 0,01 et 1,0 MPa et de manière plus préférée entre 0,05 et 0,15 MPa. L'opération de torréfaction est réalisée dans un environnement dont la teneur en oxygène est avantageusement inférieure à 10 % volume, de préférence inférieure à 8 % volume et préférentiellement inférieure à 3 % volume. L'opération de traitement thermique présente l'avantage de diminuer le coût énergétique de l'opération a3) de broyage et s'accompagne d'une perte de matière sèche comprise entre 5 et 40% masse, de préférence entre 10 et 35% masse. Cependant, cette perte de matière sèche s'accompagne d'une perte de pouvoir calorifique beaucoup plus limitée de l'ordre de 5 à 20 %. A ce titre, l’opération de traitement thermique permet d’augmenter le contenu énergétique volumique de la biomasse, c'est-à-dire son énergie par unité de volume. L’énergie nécessaire pour l’opération a2) de traitement thermique est apportée par la combustion du gaz de prétraitement, éventuellement complétée par la combustion de gaz auxiliaire, pouvant être du gaz naturel ou de manière préférée une partie ou la totalité des effluents gazeux issus de l’étape e) et/ou f). a3) Section de combustion de gaz Ladite étape de prétraitement a) comprend avantageusement une ou plusieurs unité(s) de combustion de gaz et de préférence des gaz de prétraitement, produit dans ladite étape a) et de préférence dans l’opération de traitement thermique a2) dans lesquelles lesdits gaz sont brulés dans une étape de combustion pour produire des fumées de combustion contenant du dioxyde de carbone. Ces fumées de combustion peuvent avantageusement être utilisées comme flux de gaz chauds pour apporter l’énergie nécessaire à l’opération de séchage a1) et à l’opération de traitement thermique a2). Dans le cas où l’énergie apportée par la combustion des gaz de prétraitement n’est pas suffisante pour les besoins thermiques de l’étape a), ladite étape de combustion peut avantageusement être complétée par la mise en œuvre dans ladite étape a) d’une étape de combustion de gaz auxiliaire, pouvant être du gaz naturel et/ou une partie ou la totalité des effluents gazeux issus de l’étape e) et/ou f). L’excès d’énergie contenu dans les fumées de combustion peut être utilisé pour produire de la vapeur d’eau à différents niveaux de pression selon les besoins des diverses étapes du procédé. Dans le cas où une étape de combustion de gaz auxiliaire est également mise en œuvre dans ladite étape a), les étapes de combustion du gaz de prétraitement d’une part et des gaz auxiliaires d’autre part peuvent être réalisées dans une unité de combustion commune ou dans deux unités de combustion distinctes, chacune des unités pouvant être alimentée soit avec de l’air, soit avec une partie du flux d’oxygène issu de l’étape b) soit par un mélange d’air et d’oxygène issu de l’étape b) en toutes proportions. Selon une mise en œuvre préférée de l’invention, la ou les unités de combustion de ladite étape de prétraitement a) peuvent être alimentées par au moins une partie de l’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau. Dans un autre mode de réalisation, la ou les unités de combustion de ladite étape de prétraitement a) peuvent être alimentées par un flux d’air éventuellement enrichi en oxygène issu de l’étape (b). Dans ces deux derniers modes de réalisation, la ou les unités de combustion comprend avantageusement une étape de refroidissement des fumées de combustion permettant de séparer le dioxyde de carbone de la vapeur d’eau par condensation. Dans le cas d’une combustion utilisant de l’air, la section de combustion est éventuellement complétée d’un procédé de séparation du dioxyde de carbone de l’azote contenus dans lesdites fumées, cette dernière étant réalisée par la mise en œuvre de solvants chimiques ou physiques ou un mélange de solvants chimiques et physiques ou encore tout autre moyen connu par l'homme du métier. Selon une mise en œuvre préférée de la caractéristique B de l’invention, le flux de dioxyde de carbone produit par la ou les unités de combustion de ladite étape de prétraitement a) alimente la charge de l’étape (g), en mélange avec le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) et le flux d’hydrogène issu de l’étape b). Dans un mode de réalisation préféré, le flux de dioxyde de carbone produit par la combustion des gaz de prétraitement issu de l’étape a) alimente la charge de l’étape (g), en mélange avec le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) et le flux d’hydrogène issu de l’étape b). De façon plus générale, tout ou partie du flux de dioxyde de carbone produit par la ou les unités de combustion de l’étape de prétraitement peut être utilisée comme sous-produit du procédé pouvant alimenter un réseau de transport, une unité de stockage ou toute installation de valorisation du dioxyde de carbone externe au procédé. Avantageusement, l’eau formée dans la ou les unités de combustion de l’étape a) de prétraitement de la biomasse humide est en partie ou en totalité envoyée à l’étape b) d’électrolyse. Le recycle de l’eau formée à l’étape a) vers l’étape b) permet de réduire les coûts opératoires du procédé selon l’invention. Dans un mode de réalisation, l’eau formée lors de l’étape a) de prétraitement subit avantageusement une étape de traitement avant son recyclage dans l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à obtenir les spécifications requises de l’étape b). L’étape de traitement peut avantageusement consister à enlever les composés oxygénés de l’eau formée lors de l’étape a). De façon plus générale, l’eau produite dans l’une quelconque des étapes du procédé, et de préférence l’eau produite dans la ou les unités de combustion de l’étape a) de prétraitement de la biomasse humide et/ou de l’étape d’hydroconversion f), de préférence par condensation des fumées de combustion issues desdites unités de combustion, l’eau produite dans l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch, et de l’eau produite dans l’étape g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS), est recyclée par dans l’étape b) d’électrolyse de l’eau. a4) Opération de broyage L'étape a) de prétraitement de la charge peut également avantageusement comprendre une opération de broyage a4), de préférence de l’effluent torréfié issu de l’opération a2). L’opération de broyage a4) peut être réalisée dans des conditions permettant une réduction de la charge et de préférence de l’effluent torréfié issu de l’opération a2) en particules de taille convenant au traitement dans une unité de gazéification en flux entraîné (étape c). A l'issue de l'opération de broyage a4), 90 % des particules de charge présentent de préférence un diamètre équivalent inférieur à 300 microns et 90 % des particules de charge présentent de préférence un diamètre équivalent supérieur à 1 micron; de manière préférée 90 % des particules de charge présentent un diamètre équivalent inférieur à 200 microns et 90 % des particules de charge présentent un diamètre équivalent supérieur à 5 microns; et de manière plus préférée 90 % des particules de charge présentent un diamètre équivalent inférieur à 100 microns et 90 % des particules de charge présentent un diamètre équivalent supérieur à 10 microns. Le diamètre équivalent noté « de » est défini par exemple selon la relation suivante : de=V/S avec V le volume de la particule, S la surface de la sphère de même volume que la particule. Dans un mode de réalisation particulier, l’opération de broyage a4) peut être réalisée en présence d’une seconde charge fossile ou de biomasse de manière à être broyée simultanément dans un unique et même broyeur. Lorsque ladite seconde charge est fossile alors elle peut être choisie parmi les hydrocarbures fossiles solides tels que du charbon, du coke de pétrole (petcoke selon la terminologie anglo-saxonne). Lorsque ladite seconde charge est de la biomasse alors elle peut être choisie parmi les charges biomasses tel que défini précédemment. Un avantage de réaliser le broyage en présence d’une seconde charge est de permettre de réaliser le broyage et le séchage efficace de ladite seconde charge. De préférence, l’opération a4) de broyage peut être mise en œuvre en présence d’un composé additionnel utile pour l’étape ultérieure de gazéification, ledit composé est choisi parmi des cendres vitrifiées, du sable, du calcaire, de la chaux ou d’autres composés connus de l’Homme du métier pris seul ou en mélange. De préférence, le broyeur est choisi de manière à optimiser le transport pneumatique de la poudre obtenue à l’issue de l’opération a4), en minimisant la vitesse minimale de fluidisation (UMF), ainsi que sa propre consommation énergétique. De préférence, ladite l’opération a4) de co-broyage est mise en œuvre dans un broyeur de type « roller mill », « universel », « attrition », ou tout autre type de broyeurs connus de l’homme du métier Etape b) d’électrolyse Conformément à l’invention, le procédé selon l’invention comprend une étape b) d’électrolyse d’eau en oxygène et en hydrogène permettant l’obtention d’un flux d’hydrogène, et d’un flux d’oxygène, dans laquelle l’eau est issue, au moins en partie ou en totalité, d’une étape e) de synthèse Fischer-Tropsch. Selon une mise en œuvre de l’invention, l’eau est issue, au moins d’une ou plusieurs étapes du procédé produisant de l’eau et est recyclée pour alimenter ladite étape b). Selon l’invention, l’eau est avantageusement issue au moins en partie, de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch, et peut également avantageusement être issue de l’étape g) de conversion du CO 2 à l’hydrogène et/ou éventuellement des condensats des différentes fumées de combustion issues des étape a) et/ou étape f) et/ou de l’effluent gazeux issu de l’étape a) de prétraitement de la biomasse et de préférence de l’opération a1) de séchage. Selon l’invention, le flux d’oxygène obtenu à l’issu de l’étape b) est envoyé en partie ou en totalité à l’étape c) de gazéification. Selon une mise en œuvre préférée de l’invention, le flux d’oxygène obtenu à l’issu de l’étape b) est également envoyé au moins en partie à une ou plusieurs unités de combustion d’effluents gazeux comprises dans les étapes (a) et/ou (f) du procédé. Avantageusement, l’oxygène produit par l’électrolyse de l’eau présente une pureté d’au moins 98,5% poids (sur base sèche). Les impuretés pouvant être présentes dans l’oxygène produit sont l’eau et/ou l’hydrogène. Selon l’invention, tout ou partie du flux d’hydrogène obtenu à l’issu de l’étape b) d’électrolyse est envoyé à l’étape g) de conversion du CO 2 à l’hydrogène. Selon une mise en œuvre de l’invention, une partie du flux d’hydrogène obtenu à l’issu de l’étape b) d’électrolyse est envoyé à l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch. Une autre partie du flux d’hydrogène obtenu par électrolyse peut avantageusement être envoyée à l’étape f) d’hydroconversion du flux comprenant des hydrocarbures liquides issus de l’étape de synthèse Fischer-Tropsch (e). Avantageusement, le flux d’hydrogène obtenu à l’issu de l’étape b) d’électrolyse envoyé à l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch présente une pureté d’au moins 99,8% poids (sur base sèche). De préférence, l’hydrogène envoyé à l’étape e) contient moins de 100 ppm d’oxygène et/ou d’eau, de préférence moins de 60 ppm, de préférence moins de 40 ppm, de préférence moins de 30 ppm et de manière préférée moins de 15 ppm. Selon la caractéristique A de l’invention, le rapport molaire entre l’hydrogène et le monoxyde de carbone H2/CO en entrée de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est ajusté par une autre partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b). Avantageusement, le rapport molaire entre l'hydrogène et le monoxyde de carbone, noté H2/CO de l’effluent introduit à l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est compris entre 0,5 et 4, de préférence entre 1 et 3, de manière plus préférée entre 1,5 et 2,5 et de manière très préférée égale à 2,1, l’hydrogène provenant avantageusement en partie ou de l’étape d) d’élimination des composés acides et impuretés de l’effluent du gaz de synthèse et en partie ou de l’étape b) d’électrolyse de l’eau. Selon la caractéristique B de l’invention, le rapport molaire entre l'hydrogène et le monoxyde de carbone, noté H2/CO de l’effluent introduit à l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est avantageusement compris entre 0,5 et 4, de préférence entre 1 et 3, de manière plus préférée entre 1,5 et 2,5 et de manière très préférée égale à 2, l’hydrogène provenant avantageusement en partie ou en totalité de l’étape d) d’élimination des composés acides et impuretés de l’effluent du gaz de synthèse et/ou en partie ou en totalité de l’étape b) d’électrolyse de l’eau. L’étape b) d’électrolyse de l’eau peut être mise en œuvre par tout moyen connu de l'homme du métier, par exemple par électrolyse alcaline, par membrane échangeuse de protons, par membrane échangeuse d’anion, ou par électrolyse à oxyde solide. Un avantage de l’étape b) d’électrolyse de l’eau est de produire un hydrogène décarboné permettant d’obtenir un carburant dont la réduction des émissions des gaz à effet de serre est éligible à la directive européenne Red III. Un autre avantage lié au recycle de l’eau issu de l’étape a) de prétraitement et/ou de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch et/ou de l’étape g) de conversion du CO 2 à l’hydrogène et/ou des fumées de combustion de l’étape f), à l’étape b) d’électrolyse, est de réduire la consommation d’eau du procédé et par conséquent les coûts opératoires. Un autre avantage lié à l’étape b) d’électrolyse est que tout ou partie du flux d’oxygène produit est utilisé dans le procédé à l’étape c) de gazéification ce qui permet de limiter et même de s’affranchir de l’utilisation d’une unité de séparation de l’air limitant l’investissement et les coûts opératoires du procédé. De plus l’excès d’oxygène peut être avantageusement utilisé pour le traitement des gaz de queue SRU/TGTU (pour Sulfur Recovery Unit/Tail Gas Treating Unit selon la terminologie anglaise) et/ou pour la combustion de gaz combustible de l’unité et de gaz résiduel et/ou pour la combustion des gaz de prétraitement. Étape c) de gazéification Le procédé selon l’invention comprend une étape c) de gazéification de la charge, éventuellement prétraitée à l’étape a), en présence de tout ou partie du flux d’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à obtenir un effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse. L'étape de gazéification met en œuvre une réaction d'oxydation partielle qui convertit la charge en un gaz de synthèse comprenant majoritairement du monoxyde de carbone et de l'hydrogène. L'étape de gazéification s'opère avantageusement en présence d'une quantité maitrisée d'un flux d’oxygène issu en tout ou partie de l’étape b) d’électrolyse sous la forme d'un flux d’oxygène ayant une pureté d’au moins 98,5% poids (sur base sèche). L’utilisation dudit flux d’oxygène permet de limiter la quantité de composés inertes, tels que l’azote en cas d’utilisation d’air comme source d’oxygène ce qui permet de limiter l’accumulation des inertes et donc les problèmes liés aux pertes de charge ou de vitesse et ainsi de diminuer la taille des équipements mis en œuvre permettant de limiter encore l’investissement et les coûts opératoires du procédé. Avantageusement, l’effluent gazeux correspondant au gaz de synthèse issu de l'étape c) de gazéification est composé majoritairement d’eau (H2O), de monoxyde de carbone (CO), d'hydrogène (H2), et de dioxyde de carbone (CO2), et peut comprendre des impuretés provenant initialement de la fraction biomasse et/ou de la fraction d'une autre charge, notamment de charge hydrocarbonée. Selon l’invention, le flux d’oxygène mis en œuvre à l’étape de gazéification est issu en tout ou partie de l’étape b) d’électrolyse de l’eau. Avantageusement, un flux d’oxygène provenant d’une étape de séparation de l’air peut également être utilisé dans l’étape c) de gazéification, en plus du flux d’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau. Dans un mode de réalisation particulier, la totalité du flux d’oxygène introduit dans l’étape de gazéification c) est issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau. L'étape c) de gazéification de la charge est réalisée dans un gazéifieur de type lit fixe, ou lit fluidisé ou de façon préférée dans un gazéifieur à flux entrainé à paroi refroidie à haute température, c'est-à-dire à une température comprise entre 800 et 1800°C, de préférence entre 1000 et 1600°C et plus préférentiellement entre 1200 et 1500°C et à une pression absolue avantageusement comprise entre 2 et 12 MPa, de préférence entre 2,5 et 6,0 MPa, et plus préférentiellement entre 3,0 et 5,0 MPa. La haute température permet d'obtenir un taux de conversion du carbone élevé et donc de réduire la quantité de carbone non converti dans les cendres produites et ainsi de faciliter leur élimination ou valorisation en réduisant la nécessité de recyclage vers le gazéifieur. Le gazéifieur à flux entraîné est de façon préférée un gazéifieur connu par l'homme du métier sous l'appellation gazéifieur à flux entraîné à paroi refroidie. La paroi refroidie délimite la chambre de gazéification située elle-même dans le gazéifieur. L'eau utilisée pour le refroidissement de la paroi de la chambre de gazéification circule dans un serpentin placé à l'extérieur de la paroi de la chambre de gazéification. L'eau est partiellement vaporisée générant ainsi un flux de vapeur moyenne pression. Ce refroidissement des parois permet la formation d'une couche de cendres protectrices sur la paroi interne de la chambre de gazéification. En effet, les charges introduites dans le gazéifieur contiennent des composés inorganiques, qui forment des cendres après gazéification. A la température de gazéification, ces cendres liquides, sous forme de gouttelette, se solidifient lorsqu'elles rencontrent la paroi refroidie et forment une couche solide jouant le rôle d'isolant. Ainsi, la protection thermique de la paroi de la chambre de gazéification est assurée d'une part, par une couche de cendres solidifiées et, d'autre part, par une couche de cendres fondues, en contact avec la phase gaz, s'écoulant vers le fond du gazéifieur. La paroi de la chambre de combustion est ainsi très résistante aux hautes températures et aux fortes variations de température. De plus, du fait de leur composition, notamment leur forte teneur en composés alcalins, les cendres issues de la biomasse présentent un caractère corrosif pour les revêtements de type réfractaires. Par conséquent, les technologies de gazéification utilisant des réfractaires internes comme protection des parois sont difficilement opérables à cause de leur détérioration rapide, ce qui nécessite un renouvellement fréquent. De plus les réfractaires sont très sensibles aux chocs thermiques qui détruisent cette couche de protection par fracturation. Dans le gazéifieur à flux entraîné à paroi refroidie, au moins deux brûleurs et de préférence quatre brûleurs ou plus en fonction de la capacité du gazéifieur, sont disposés dans la chambre de gazéification dont les parois sont refroidies et qui fonctionnent à une température suffisante pour permettre la fusion des cendres contenues dans la charge. Par ailleurs, les charges introduites dans le gazéifieur peuvent avoir des propriétés très différentes. A titre d'exemple le pouvoir calorifique inférieur (PCI) d'une biomasse est plus faible que celui d'un petcoke, la teneur en cendres d'une biomasse peut être très inférieure à celle d'un charbon et le point de fusion des cendres peut varier fortement d'une biomasse à une autre. Ainsi, le point de fusion des cendres peut varier selon la composition de la charge introduite dans la chambre de gazéification. De même, la température de gazéification minimale pour se placer au-dessus du point de fusion des cendres peut être ajustée en jouant sur la nature des charges, de propriétés différentes, et les proportions des différents constituants (autre biomasse, autre charge hydrocarbonée, ...) et/ou par injection de fluxant (par exemple du calcaire) avec la charge. Dans une version préférée de l'invention, le gaz de synthèse produit dans la chambre de gazéification sort de celle-ci de façon co-courante aux cendres liquides s'écoulant vers le fond du gazéifieur. Cette configuration à co-courant présente l'avantage, vis à vis d'une configuration où le gaz de synthèse est évacué de la chambre de gazéification vers le haut alors que les cendres liquides s'écoulent vers le bas, d'éviter les risques de bouchages de la conduite d'évacuation des cendres liquides. En effet, les cendres liquides s'écoulant seules dans la conduite peuvent, en fonction de leur viscosité s'écouler avec difficulté et/ou en partie se solidifier obstruant partiellement ou totalement la conduite d'évacuation et entrainant un arrêt de l'installation pour maintenance. Ces phénomènes peuvent particulièrement arriver lors de phases transitoires de montées ou de descentes en température ou lors d'ajustements liés à un changement de la nature de la charge. La configuration selon l'invention présente l'avantage que le gaz s'écoulant à co-courant avec les cendres liquides dans la conduite d'évacuation de la chambre de gazéification facilite l'écoulement de ces cendres vers le fond du gazéifieur et évite les risques de bouchages même dans les phases transitoires. Dans une version préférée de l'invention, le gaz de synthèse et les cendres liquides passent dans une zone de quench liquide intensif au contact au moins d'un film d'eau comme décrit dans la demande de brevet DE102007044726. Cette zone de quench est positionnée sous la chambre de gazéification et sépare une zone chaude et sèche en haut et une zone plus froide et humide en bas. La zone chaude et sèche située sous la chambre de gazéification est caractérisée par la présence de gaz de synthèse et de cendres liquides s'écoulant vers le fond du gazéifieur. La partie plus froide et humide est située sous la zone chaude et sèche et est caractérisée par la présence de gaz de synthèse saturé en eau, de cendres solidifiées et d'eau liquide. La température du gaz de synthèse à la sortie de la zone froide et humide correspond à la température de l'équilibre thermodynamique entre la phase gaz et la phase liquide à la pression opératoire du gazéifieur. Cette configuration avec quench présente permet un fort abattement des fines particules collantes de cendres entraînées lors du lavage du gaz de synthèse, réduisant ainsi les risques d'encrassement dans les tuyauteries et les unités en aval. Par ailleurs, la température élevée dans la chambre de gazéification permet aux cendres fondues de s'écouler facilement vers le bas sur la paroi de celle-ci avant de tomber dans la zone de quench. Après être passées dans l'unité froide et humide, les cendres refroidies finissent dans le fond du gazéifieur rempli d'eau. Au contact de l'eau, ces cendres fondues sont immédiatement refroidies et vitrifiées en particules denses. Ces particules sont ensuite extraites du gazéifieur sous forme de mélange d'eau et de cendres solides (ou slurry selon la terminologie anglo-saxonne) par dépressurisation. La majeure partie des composés minéraux contenus dans la charge forment les cendres fondues. Cette configuration permet avantageusement d'encapsuler les produits dangereux comme les métaux lourds dans les cendres vitrifiées. Le processus de vitrification rend ces cendres très stables, elles ne sont pas lixiviables. Dans une version alternative de l'invention, le gaz de synthèse produit sort de la chambre de gazéification par le haut alors que les cendres fondues s'écoulent le long de la paroi à contre-courant du gaz de synthèse jusqu'au au fond du gazéifieur rempli d'eau. Au contact de l'eau, les cendres fondues se solidifient brutalement formant des particules de petites tailles. Ces particules sont ensuite extraites du gazéifieur sous forme de slurry (mélange d'eau et de cendres solides) par dépressurisation. La majeure partie des composés minéraux contenus dans la charge formant les cendres fondues, cette configuration permet avantageusement d'encapsuler les produits dangereux comme les métaux lourds dans les cendres vitrifiées. Le processus de vitrification rend ces cendres très stables, elles ne sont pas lixiviables. Ledit gaz de synthèse sortant de la chambre de gazéification par le haut et les plus fines particules de cendres fondues entrainées avec celui-ci sont refroidis par un flux de gaz de synthèse refroidi et dépourvu de particules solides. Ce refroidissement permet de solidifier les cendres fondues en particules solides non collantes. Après cette première étape de refroidissement préliminaire, le gaz de synthèse est dirigé vers un échangeur de chaleur permettant de produire de la vapeur. Afin d'éliminer les fines particules solides, le gaz de synthèse passe ensuite à travers une section de séparation de la phase gaz et de la phase solide utilisant toute technique connue de l'homme du métier, par exemple des filtres à cartouche. Une partie de ce gaz de synthèse refroidi et dépourvu de particules est recyclée vers la sortie du gazéifieur pour refroidir le gaz de synthèse sortant en tête du gazéifieur. Étape d) d’élimination des composés acides et impuretés du gaz de synthèse Le procédé selon l'invention comprend une étape d) d’élimination des composés acides et impuretés de l’effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse issu de l’étape de gazéification c) de manière à obtenir un effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse purifié et un flux de dioxyde de carbone. Le gaz de synthèse issu de l'étape c) de gazéification est composé majoritairement de monoxyde de carbone (CO), d'hydrogène (H2), de dioxyde de carbone (CO2), d'eau (H2O), et peut comprendre des impuretés provenant initialement de la fraction biomasse et/ou de la fraction d'une autre charge, notamment de charge hydrocarbonée. Ces impuretés sont essentiellement des métaux en particulier alcalins (Na, K), des composés soufrés, ainsi que des composés chlorés et azotés. Particulièrement, les composés halogénés initialement présents dans la charge selon l'invention peuvent atteindre des teneurs d'au moins 250 ppm masse dans la fraction de charge hydrocarbonée brute (avant séchage), et d'au moins 10000 ppm masse dans le cas de la fraction biomasse brute (avant séchage). De préférence, l’étape d) comprend, de préférence consiste en, les étapes d1) et/ou d2), et/ou d3), d4), d5) et/ou d6). Étape d1) de lavage à l'eau du gaz de synthèse De préférence, l’étape d) comprend une étape d1) de lavage à l'eau pour éliminer les traces de solide dans le gaz de synthèse ainsi qu'une partie des composés gazeux solubles dans l'eau. Cette opération peut se faire par tout type de technique connue de l'homme du métier parmi lesquelles le laveur à eau avec effet venturi ou venturi scrubber selon la terminologie anglo-saxonne, la colonne de lavage avec tous types d'internes etc... De préférence, en sortie de l'étape de lavage à l'eau, le gaz de synthèse est soumis à une étape d2) d'hydrolyse catalytique des composés COS et HCN contenus dans l'effluent issu de l'étape d1) en H2S et NH3. Étape d2) d'hydrolyse catalytique des composés COS et HCN De préférence, l’étape d) comprend une étape d2) d'hydrolyse catalytique des composés COS et HCN de l’effluent gazeux comprenant le gaz de synthèse de l'étape d1). L’effluent issu de l'étape d1) est soumis à une étape d2) d'hydrolyse catalytique du COS et HCN en H2S et NH3 ce qui permet l’obtention d’un effluent purifié. Cette étape permet l'élimination du COS et HCN qui sont des poisons pour le catalyseur de synthèse Fischer-Tropsch. L'étape d2) d'hydrolyse catalytique de l'oxysulfure de carbone (COS) et du cyanure d'hydrogène (HCN) est selon l'invention avantageusement mise en œuvre en présence d'un catalyseur contenant un composé à base de platine, ou un oxyde d'un élément choisi dans le groupe comprenant le titane, le zirconium, l'aluminium, le chrome, le zinc, ou leur mélange. De manière préférée, le catalyseur d'hydrolyse est un catalyseur à base d'oxyde de titane. Le catalyseur utilisé peut également contenir au moins des métaux alcalins, alcalino-terreux et/ou des terres rares, issus par exemple de précurseurs tels que la potasse, l'oxyde de zirconium, le carbonate de sodium ou de baryum, le bicarbonate de sodium ou de baryum, le sulfate de calcium, l'acétate de sodium ou de baryum, l'oxalate de sodium ou de baryum. L'étape d'hydrolyse est avantageusement réalisée à une température comprise entre 100 et 400°C, de préférence entre 200 et 350°C. Avantageusement, l'effluent en sortie de l'unité d'hydrolyse de l'étape d2) contient moins de 25 ppm volume de COS et moins de 5 ppm volume de HCN, de manière préférée moins de 10 ppm volume de COS et moins de 1 ppm volume de HCN, et de manière plus préférée moins de 5 ppm volume de COS et moins de 0,1 ppm volume de HCN. Dans une variante du procédé selon l'invention, l'effluent issu de l'étape de conversion du monoxyde de carbone à la vapeur d3) est au moins en partie envoyé en mélange avec ladite partie complémentaire vers l'étape d'hydrolyse catalytique du COS et HCN en H2S et NH3 (étape d4). Avantageusement, l'effluent issu de l'étape de conversion du monoxyde de carbone à la vapeur d3) est envoyé en mélange avec ladite partie complémentaire vers l'étape d'hydrolyse catalytique (étape d4) après refroidissement à la température préférentiellement comprise entre 100 et 400°C, de préférence entre 200 et 350°C. Étape d3) de lavage à l'eau De préférence, l’étape d) comprend une étape d3) de lavage à l'eau de l'effluent obtenu à l’issu de l’étape d2). L'étape d3) permet d'éliminer les impuretés telles que NH3 et HCl solubles dans l'eau et particulièrement néfastes à l'opération de l'étape d4) d'élimination des gaz acides. Dans une variante du procédé selon l'invention, l'effluent obtenu à l’issu de l’étape d2) peut être préalablement soumis à une étape d'élimination des métaux lourds sur au moins un lit de garde adapté. Ladite étape d’élimination permet d'éliminer substantiellement les métaux lourds, tels que le plomb, l'arsenic et le mercure, avant que l'effluent ne soit traité dans l'étape d3) de lavage à l'eau et plus particulièrement avant l'étape d4) d'élimination des gaz acides. La technologie de réacteur à lit fixe sera avantageusement privilégiée pour capter les métaux lourds contenus dans le gaz de synthèse à l'aide de masses de captation connues de l'homme du métier. Avantageusement, l'étape d’élimination est réalisée sur au moins un ou plusieurs lits de garde en présence d'une ou plusieurs masses de captation contenant une ou plusieurs phases actives. Avantageusement, lesdites phases actives contiennent au moins un composé du soufre, tel que par exemple du soufre élémentaire supporté, et/ou un sulfure métallique tel qu'un sulfure de cuivre et/ou de zinc, et au moins un métal précieux tel que l'argent, l'or ou le palladium, et/ou une zéolithe échangée à l'argent, et/ou des oxydes de métaux de transition tels que par exemple les oxydes de cuivre, de nickel. Avantageusement, la ou lesdites phases actives sont supportées, par exemple sur une alumine, une silice, une silice-alumine, ou un charbon actif. Avantageusement, le passage de l'effluent dans au moins un lit de garde de l'étape d’élimination permet d'atteindre les spécifications requises en entrée de l’étape d4) d'élimination des gaz acides (étape d4), ainsi que les spécifications requises pour l'unité de synthèse Fischer-Tropsch de l’étape e). Dans une seconde variante selon l'invention, l'étape d'élimination des métaux lourds est mise en œuvre entre l'étape d3) de lavage à l'eau et l'étape d4) d'élimination des gaz acides. Dans une troisième variante selon l'invention, l'étape d'élimination des métaux lourds est mise en œuvre après l'étape d4) d'élimination des gaz acides lorsque le solvant utilisé à l'étape d4) est un solvant chimique dérivé d'alcanolamine, connu de l'homme du métier pour être moins sensible que les solvants physiques à la présence de métaux lourds. A la sortie de l'étape d'élimination des métaux lourds, l'effluent présente une teneur généralement inférieure à 1 ppb volume de plomb, d'arsenic et de mercure, de manière préférée inférieure à 0,5 ppb volume, de manière plus préférée inférieure à 0,1 ppb volume et de manière encore plus préférée inférieure à 0,01 ppb volume de plomb, d'arsenic et de mercure. Étape d4) de séparation des gaz acides L'étape d4) est dédiée à la séparation des gaz acides tels que les composés soufrés (H2S) ou le CO2 restant dans l’effluent gazeux comprenant le gaz de synthèse issu de l'étape d3), ainsi qu’à la séparation du CO2 restant contenu dans l’effluent gazeux issu de l’étape (g). L’effluent gazeux comprenant le gaz de synthèse issu de l’étape d3 et l’effluent gazeux de l’étape g) peuvent avantageusement alimenter la même unité de séparation après une étape de recombinaison d5) située en amont de l’étape d4) ou de préférence deux unités de séparation distinctes. L’emploi d’une unité de séparation du CO2 distincte pour l’effluent de l’étape g) peut présenter l’avantage d’opérer les deux unités de manière indépendante, en conservant une taille plus petite pour l’unité de séparation du CO2 et des composés soufrés contenus dans l’effluent de l’étape d3). L'étape d4) est réalisée par la mise en œuvre de solvants chimiques ou physiques ou un mélange de solvants chimiques et physiques ou encore tout autre moyen connu par l'homme du métier. Le solvant chimique peut être par exemple une amine primaire, secondaire ou tertiaire dérivée d'alcanolamine telle que la monoéthanolamine (MEA), la diéthanolamine (DEA) ou la méthyldiéthanolamine (MDEA) ou un mélange de plusieurs amines. Le solvant physique peut être par exemple à base de mélanges de dialkyléther de polyéthylène glycol (PEG) tels que des diéthyléther ou dibutyléther de PEG, ou de méthanol. L'étape d'élimination des gaz acides est à titre d'exemple réalisée au moyen d'une colonne d'absorption des gaz acides grâce au solvant chimique ou physique utilisé suivie d'une étape de régénération du solvant afin de réduire la consommation de solvant dans l'unité. Cette étape de régénération peut être avantageusement réalisée en deux étapes afin d'éliminer d'une part un flux gazeux riche en CO2 et d'autre part un flux gazeux riche en H2S. Ledit flux gazeux riche en CO2 issu de l’étape de régénération de l’unité de séparation des gaz acides alimentée au moins en partie par l’effluent de l’étape d3) contient des quantités importantes d’ H2S, de COS et éventuellement des traces de solvant qui doivent être éliminées par tout moyen connu de l'homme du métier, à titre d'exemple sur au moins un lit de garde à base d'oxyde de zinc ZnO, de Cu/ZnO, de charbon actif et permet d'atteindre les spécifications requises en termes d'impuretés dans le flux de dioxyde de carbone introduit dans l'étape g) de de conversion du CO2 à l’hydrogène. De façon plus générale, tout ou partie du flux de dioxyde de carbone produit par l’ étape d4) peut être utilisée comme sous-produit du procédé pouvant alimenter un réseau de transport, une unité de stockage ou toute installation de valorisation du dioxyde de carbone externe au procédé. Etape d5) de recombinaison Dans le cas où la séparation du CO2 des effluents gazeux issus de l’étape g) et de l’étape d3) est effectuée dans deux unités distinctes, les gaz de synthèse comprenant du H2 et du CO issus desdites étapes de séparation sont recombinés à l’étape d5) en amont de l’étape d6). Dans le cas contraire illustré dans les exemples qui suivent, l’effluent gazeux de l’étape g) est recombiné avec l’effluent gazeux de l’étape d3) à l’étape d5) en amont de l’étape de séparation commune d4). Étape d6) de purification finale De préférence, l’étape d) comprend une étape d6) de purification finale permettant d’obtenir un effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse purifié. En effet, le catalyseur à base de cobalt utilisé dans l'étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est hautement sensible aux impuretés présentes dans le gaz de synthèse, qui ne sont à ce titre tolérées qu'à des quantités de l'ordre du ppb (partie par billion). A la sortie de l'étape d4) ou d5), le gaz de synthèse peut encore contenir des impuretés à des teneurs d'environ 100 ppb volume de H2S et de COS. Avantageusement, l’étape d6) de purification finale est réalisée sur au moins un lit de garde et peut être mise en œuvre afin d'adsorber totalement les dernières traces d'impuretés restantes dans l’effluent gazeux comprenant le gaz de synthèse telles que les composés halogénés, H2S, COS, HCN et NH3. L'étape d6) de purification finale est réalisée par tout moyen connu de l'homme du métier, à titre d'exemple sur au moins un lit de garde à base d'oxyde de zinc ZnO, de Cu/ZnO, de charbon actif et permet d'atteindre les spécifications requises en termes d'impuretés dans le gaz de synthèse mis en œuvre à l'étape e) de synthèse Fischer-Tropsch. Avantageusement, à la sortie de l'étape d6), l’effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse purifié présente une teneur en soufre inférieure à 100 ppb volume, de préférence inférieure à 50 ppb volume, de manière plus préférée inférieure à 10 ppb volume; une teneur en HCN inférieure 100 ppb volume, de préférence inférieure à 50 ppb volume, de manière plus préférée inférieure à 10 ppb volume et une teneur en NH3 inférieure à 100 ppm volume, de préférence inférieure à 10 ppm volume, de manière plus préférée inférieure à 1 ppm volume. De préférence, l’étape d) comprend, de préférence consiste en, les étapes d1) et/ou d2) et/ou d3), d4), d5) et/ou d6) Étape e) de réaction catalytique de synthèse Fischer-Tropsch Le procédé selon l'invention comprend une étape e) de synthèse Fischer-Tropsch de l'effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse purifié comprenant du monoxyde de carbone (CO) et de l’hydrogène issu de l’étape d), et de préférence de l’étape d6) de purification finale, et éventuellement d’une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à produire un flux comprenant des hydrocarbures liquides de synthèse et au moins un effluent gazeux. Selon l’invention, au moins une partie de l’hydrogène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau est avantageusement recombiné au gaz de synthèse purifié issu de l’étape d) et de préférence d6) pour obtenir un rapport molaire H2/CO optimal pour la réaction de Fischer-Tropsch de manière à produire un flux comprenant des hydrocarbures liquides de synthèse et au moins un effluent gazeux. Selon la variante A de l’invention, le ratio molaire entre l’hydrogène et le monoxyde de carbone H2/CO en entrée de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est ajusté par l’envoi dans ladite étape e) d’une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b). Selon la variante B de l’invention, le ratio molaire entre l’hydrogène et le monoxyde de carbone H2/CO en entrée de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch peut avantageusement être ajusté par l’envoi dans ladite étape e) d’une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b). Selon un autre mode de réalisation particulier de la variante B de l’invention, le rapport molaire H2/CO dans le gaz de synthèse purifié issu de l’étape d) et de préférence de d6) est ajusté à sa valeur optimale pour la réaction de Fischer-Tropsch en régulant le flux d’hydrogène issu de de l’étape b) d’électrolyse de l’eau qui alimente l’étape g) de conversion à l’hydrogène du CO2, sans envoi dans ladite étape e) d’une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b). De manière avantageuse, l'étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est mise en œuvre avec un rapport molaire entre l'hydrogène et le monoxyde de carbone, noté H2/CO, compris entre 0,5 et 4, de préférence entre 1 et 3, de manière plus préférée entre 1,5 et 2,5 et de manière très préféré égale à 2,1. L'étape de gazéification c) de la charge selon l'invention telle que celle mise en œuvre dans la présente invention peut conduire à une production d'hydrogène et de monoxyde de carbone dans un rapport molaire H2/CO non optimal pour la réaction de Fischer-Tropsch, particulièrement lorsque le catalyseur utilisé est un catalyseur à base de cobalt qui nécessite avantageusement un rapport molaire H2/CO optimal d'environ 2 pour être orienté vers la production de distillats moyens. Ladite étape e) de synthèse Fischer-Tropsch produit de l’eau. Avantageusement, l’eau formée lors de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est en partie ou en totalité envoyée à l’étape b) d’électrolyse. Le recycle de l’eau formée à l’étape e) vers l’étape b) permet de réduire les coûts opératoires du procédé selon l’invention. Dans un mode de réalisation, l’eau formée lors de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch subit avantageusement une étape de traitement avant son recyclage dans l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à obtenir les spécifications requises de l’étape b). L’étape de traitement peut avantageusement consister à enlever les composés oxygénés de l’eau formée lors de l’étape e). Le catalyseur mis en œuvre dans cette étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est généralement tout solide catalytique connu de l'homme du métier permettant de réaliser la synthèse Fischer-Tropsch. De préférence, le catalyseur mis en œuvre dans ladite étape comporte du cobalt ou du fer, de manière plus préférée du cobalt. Le catalyseur mis en œuvre à l'étape e) est généralement un catalyseur supporté. Le support peut être, à titre d'exemple, à base d'alumine, de silice ou de titane. Les conditions de température et de pression sont variables et adaptées au catalyseur mis en œuvre dans cette étape e). La pression absolue est généralement comprise entre 1,0 et 6,0 MPa, de préférence entre 1,5 et 3,5 MPa et préférentiellement entre 2,0 et 3,0 MPa. La température peut être généralement comprise entre 170 et 280°C, de préférence entre 190 et 260°C et préférentiellement entre 210 et 240°C. L'étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est mise en œuvre dans une unité réactionnelle comprenant un ou plusieurs réacteurs adaptés, dont la technologie est connue de l'homme de métier. Il peut s'agir, par exemple, de réacteurs à lit fixe multitubulaire, ou de réacteurs de type colonne à bulles, connus en anglais sous l'appellation de "slurry bubble column", ou de réacteurs microcanaux. Selon un mode préféré de l'invention, l'étape e) met en œuvre un ou plusieurs réacteurs de type colonne à bulles. La synthèse étant fortement exothermique, ce mode de réalisation permet, entre autres, d'améliorer le contrôle thermique du réacteur et de créer peu de perte de charges. Selon une variante du procédé de l'invention, au moins une partie de l’effluent gazeux issu de l’étape de synthèse Fischer-Tropsch (étape e) est avantageusement recyclée dans l'étape c) de gazéification afin d'être convertie en gaz de synthèse et améliorer ainsi le rendement massique de la chaîne de procédé. Dans une variante de l’invention, au moins une partie de l’effluent gazeux issu de l'étape e) de synthèse Fischer-Tropsch peut avantageusement être envoyé dans la ou les unités de combustion des étapes a) et/ou f), de manière à alimenter en énergie les opérations de séchage a1) et/ou les opérations de traitement thermique a2) et/ou l’étape d’hydroconversion (f) pour maximiser l'efficacité énergétique de la chaîne de procédé. Dans une autre configuration du procédé selon l'invention, l’effluent gazeux issu de la synthèse Fischer-Tropsch e) est avantageusement au moins en partie envoyée dans une unité indépendante de production de gaz de synthèse (par exemple POx : Partial oxydation, SMR : Steam Methane Reforming, ATR : Autothermal Reforming, EHTR.: Enhanced Heat Transfer Reformer..), ce gaz de synthèse peut être recyclé en tout point de la chaîne. Dans une autre configuration du procédé selon l'invention, l’effluent gazeux issu de l'étape e) de synthèse Fischer-Tropsch permet de produire de l'électricité dans un cycle combiné qui peut être partiellement alimenté par la vapeur produite par les étapes c) et e) pour augmenter l'efficacité énergétique de la chaîne de procédé. Ces différentes configurations peuvent être combinées avantageusement de façon à optimiser l'économie de la chaîne de procédé intégré selon l'invention. f) Étape d’hydroconversion Conformément à l’invention, le procédé de l'invention comprend une étape f) d’hydroconversion et de préférence d'hydrotraitement et/ou d'isomérisation d’au moins une partie et de préférence la totalité du flux comprenant des hydrocarbures liquides issues de l'étape e) de synthèse Fischer-Tropsch pour produire au moins une coupe biocarburant liquides et au moins un effluent gazeux. L'étape f) est réalisée dans des conditions opératoires usuelles connues de l'homme du métier en présence d’hydrogène et vise à valoriser les coupes hydrocarbures liquides issues de l'étape e) par la production d’au moins une coupe biocarburants liquides, à savoir du bio-naphta, de la bio-essence, du bio-kérosène, du bio-gazole et des bases lubrifiantes bio de très haute qualité. Ladite étape f) d’hydroconversion comprend avantageusement une ou plusieurs unité(s) de combustion, de préférence située en amont du réacteur d’hydroconversion, dudit effluent gazeux produit dans ladite étape f) et/ou de l’effluent gazeux issu de l’étape e). Ladite unité de combustion de ladite étape f) assure les besoins thermiques de ladite étape f) et éventuellement d’une ou plusieurs autres étapes dudit procédé. Selon une mise en œuvre préférée de l’invention, ladite unité de combustion de ladite étape f) peut être alimentée par au moins une partie de l’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau. Dans un autre mode de réalisation, l’unité de combustion de ladite étape f) peut être alimentée par un flux d’air éventuellement enrichi oxygène issu de l’étape (b). Dans ces deux derniers modes de réalisation, ladite unité de combustion comprend avantageusement une étape de refroidissement des fumées de combustion permettant de séparer le dioxyde de carbone de la vapeur d’eau par condensation. Dans le cas d’une combustion utilisant de l’air, la section de combustion est éventuellement complétée une section de séparation du dioxyde de carbone de l’azote contenus dans lesdites fumées, cette dernière peut mettre en œuvre des solvants chimiques ou physiques ou un mélange de solvants chimiques et physiques ou encore tout autre moyen connu par l'homme du métier. Selon une mise en œuvre de la caractéristique B de l’invention, le flux de dioxyde de carbone produit par l’unité de combustion de ladite étape f) d’hydroconversion alimente la charge de l’étape (g), en mélange avec le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) et le flux d’hydrogène issu de l’étape b). De façon plus générale, tout ou partie du flux de dioxyde de carbone produit par l’unité de combustion de l’étape d’hydroconversion peut être utilisée comme sous-produit du procédé pouvant alimenter un réseau de transport, une unité de stockage ou toute installation de valorisation du dioxyde de carbone externe au procédé. Avantageusement, l’eau formée dans l’unité de combustion de l’étape f) d’hydroconversion est en partie ou en totalité envoyée à l’étape b) d’électrolyse. Le recycle de l’eau formée à l’étape f) vers l’étape b) permet de réduire les coûts opératoires du procédé selon l’invention. Dans un mode de réalisation, l’eau formée dans l’unité de combustion de l’étape f) d’hydroconversion subit avantageusement une étape de traitement avant son recyclage dans l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à obtenir les spécifications requises de l’étape b). L’hydrogène nécessaire à la mise en œuvre de l’étape f) peut avantageusement provenir en tout ou partie de l’étape b) d’électrolyse de l’eau. Une option possible est la production de coupes paraffiniques, produits de bases pour des procédés de pétrochimie, par exemple production d’une coupe C10-C13 destinée à la production de (bio) LAB (Linear Alkyl Benzene), ou encore de (bio) cires pour diverses applications industrielles. Etape g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) Selon l’invention, le procédé comprend une étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) dans laquelle la charge combinant au moins un flux d’hydrogène et un flux de dioxyde de carbone présente au moins l’une des deux caractéristiques suivantes : A/ au moins une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b) est mélangé avec le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) et éventuellement avec un flux de dioxyde de carbone issu d’une ou plusieurs unités de combustion d’effluents gazeux issus des étapes (a) et/ou (e) et/ou (f), et éventuellement avec un flux de dioxyde de carbone extérieur au procédé de telle sorte que le rapport molaire entre l’hydrogène et le dioxyde de carbone H2/CO2 en entrée de l’étape g) est ajusté entre 1,8 et 3 et de préférence entre 1,8 et 2,5, le rapport molaire H2/CO en entrée de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est ajusté par une autre partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b), et /ou B/ Le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) est mélangé avec un flux de dioxyde de carbone issu d’une ou plusieurs unités de combustion d’effluents gazeux issus des étapes (a) (e) et/ou (f), et éventuellement avec un flux de dioxyde de carbone extérieur au procédé, le mélange desdits flux de dioxyde de carbone et du flux d’hydrogène issu de l’étape b) alimentant l’étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS). Ladite étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) permet la conversion d’une charge combinant au moins un flux d’hydrogène et un flux de dioxyde de carbone en au moins un effluent gazeux comprenant du monoxyde de carbone CO et de la vapeur d’eau. En particulier, l’effluent gazeux produit dans l’étape g) comprend un gaz de synthèse enrichi en CO (et appauvri en hydrogène) et comprend également du dioxyde de carbone non converti et de la vapeur d’eau qui est ensuite avantageusement condensée pour récupérer de l’eau. L’effluent gazeux produit dans l’étape g) comprend avantageusement un gaz de synthèse enrichi en CO (et appauvri en hydrogène) par rapport à l’ensemble des flux de dioxyde de carbone issu de l’étape d) et issu d’une ou plusieurs unités de combustion des effluents gazeux issus des étapes a) et/ou f) (flux 12 et 20). Selon l’invention, après une étape de refroidissement et condensation de l’eau, l’effluent gazeux issu de l’étape g) de RWGS (flux 14) est envoyé dans l’étape d) d’élimination des composés acides et impuretés et préférablement envoyé dans une unité de séparation du CO2 de l’étape d4) ou combiné avec le gaz de synthèse issu de l’étape d3). Conformément à l’invention, tout ou partie du flux d’hydrogène nécessaire à la réaction de de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène RWGS de l’étape g) vient de l’étape d’électrolyse de l’eau de l’étape b). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, ladite étape g) comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 700°C et 1200°C, préférentiellement comprise entre 800°C et 1100°C,et plus préférentiellement encore comprise entre 850°C et 1050°C ; - pression comprise entre 0,1 MPa et 10 MPa, préférentiellement comprise entre 0,1 MPa et 5 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 0,1 MPa et 3,5 MPa ; - vitesse spatiale du gaz à l'entrée du réacteur comprise entre 5000 NL/kg cata /h et 40000 NL/kg cata /h ; - catalyseur à base des éléments Ni, Cu, Fe, Co ou de métaux précieux tels que Pt, Pd, Ru, Ag et Au. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur pour la réaction de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène RWGS de l’étape g) comprend un support, par exemple à base d’alumine, de silice, de silice-alumine, d’alumine-silicée. Selon un mode de réalisation, l’étape g) comprend une section de chauffe des flux de dioxyde de carbone issu de l’étape d) et issu d’une ou plusieurs unités de combustion des effluents gazeux issus des étapes a) et/ou f) ainsi que du flux d’hydrogène issu de l’étape b) ou de l’effluent résultant du mélange de ces flux alimentant l’étape g), ladite section de chauffe permettant d’atteindre la température requise pour la réaction ayant lieu dans l’étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS). Selon une mise en œuvre, ladite étape g) comprend au moins une unité de combustion, de préférence située en amont du réacteur de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène. Ladite unité de combustion peut avantageusement être alimentée au moins en partie par un combustible pouvant être un gaz et de préférence au moins une partie des effluents gazeux issus de l’étape e) et/ou de l’étape f). Selon une mise en œuvre préférée de l’invention, ladite unité de combustion de ladite étape g) peut être alimentée par au moins une partie de l’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau. Dans un mode de réalisation, l’unité de combustion de ladite étape g) peut être alimentée par un flux d’air éventuellement enrichi oxygène issu de l’étape (b). Dans ces deux derniers modes de réalisation, ladite unité de combustion comprend avantageusement une étape de refroidissement des fumées de combustion permettant de séparer le dioxyde de carbone de la vapeur d’eau par condensation. Dans le cas d’une combustion utilisant de l’air, la section de combustion est éventuellement complétée d’un procédé de séparation du dioxyde de carbone de l’azote contenus dans lesdites fumées, cette dernière étant réalisée par la mise en œuvre de solvants chimiques ou physiques ou un mélange de solvants chimiques et physiques ou encore tout autre moyen connu par l'homme du métier. Suivant un mode de réalisation avantageux de l’invention, le flux de dioxyde de carbone produit par l’unité de combustion de ladite étape g) alimente la charge de l’étape (g), en mélange avec le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) et le flux d’hydrogène issu de l’étape b). De façon plus générale, tout ou partie du flux de dioxyde de carbone produit issu de l’étape d) ou produit par l’unité de combustion de l’étape g) peut être utilisée comme sous-produit du procédé pouvant alimenter un réseau de transport, une unité de stockage ou toute installation de valorisation du dioxyde de carbone externe au procédé. Avantageusement, l’eau formée par la réaction de RWGS ainsi que celle formée par l’éventuelle unité de combustion de l’étape g) est en partie ou en totalité récupérée et envoyée à l’étape b) d’électrolyse. Le recycle de l’eau formée à l’étape g) vers l’étape b) permet de réduire les coûts opératoires du procédé selon l’invention. Dans un mode de réalisation, l’eau formée par la réaction de RWGS ainsi que celle formée par l’éventuelle unité de combustion de l’étape g) subit avantageusement une étape de traitement avant son recyclage dans l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à obtenir les spécifications requises de l’étape b). Selon la variante A de l’invention, la quantité d’hydrogène issu de l’étape b) à l’entrée de l’unité réactionnelle de l’étape (g) est ajustée de façon à ce que le rapport molaire H2/CO2 soit compris entre 1,8 et 3 et de préférence entre 1,8 et 2,5. Une partie de l’hydrogène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau est recombiné au gaz de synthèse purifié issu de l’étape d) pour obtenir un rapport molaire H2/CO compatible avec le besoin de l’unité FT c’est-à-dire de préférence compris entre 0,5 et 4, de préférence entre 1 et 3, de manière plus préférée entre 1,5 et 2,5. Selon un mode de réalisation, l’effluent gazeux issu de l’étape g) de RWGS comprenant du CO, de l’H2, du CO2 non converti, et de la vapeur d’eau présente une température de sortie de l’unité réactionnelle de l’étape g) d’au moins 700°C, préférablement d’au moins 750°C, très préférablement d’au moins 800°C. Description de la figure La FIG. 2 illustre représente les différentes étapes du procédé de production selon un mode de réalisation particulier de l’invention. La biomasse est introduite dans l’étape de prétraitement (A) via la conduite 1 dans laquelle elle subit une étape de séchage a1), une étape de torréfaction a2) et/ou une étape de broyage a3). La biomasse pré-traitée est ensuite envoyée via la conduite 2 dans une étape de gazéification dans une unité (C) en mélange avec l’oxygène 11 produit lors de l’étape d’électrolyse de l’eau qui a lieu dans l’unité d’électrolyse de l’eau (B). L’eau utilisée dans l’unité d’électrolyse (B) provient au moins en partie de l’étape de synthèse Fisher-Tropsch mise en œuvre dans l’unité (E) via la conduite 9. Selon une mise en œuvre de l’invention, l’eau utilisée dans l’unité d’électrolyse (B) provient au moins en partie de l’unité de combustion de l’étape d’hydroconversion mise en œuvre dans l’unité (F) via la conduite 22. Selon une mise en œuvre de l’invention, l’eau utilisée dans l’unité d’électrolyse (B) provient au moins en partie de l’unité de combustion de l’étape de prétraitement mise en œuvre dans l’unité (A) via la conduite 23. Selon une mise en œuvre de l’invention, l’eau utilisée dans l’unité d’électrolyse (B) provient au moins en partie de l’étape de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone mise en œuvre dans l’unité (G) via la conduite 21. Lors de l’étape d’électrolyse de l’eau, un flux d’hydrogène est produit et envoyé via la conduite 13 dans l’étape (G) de RWGS. Selon une mise en œuvre de l’invention, lors de l’étape d’électrolyse de l’eau, un flux d’hydrogène est produit et envoyé via la conduite 8 dans l’étape (E) de synthèse Fischer-Tropsch. L’étape de gazéification de la biomasse prétraitée qui a lieu dans l’unité (C) en présence de l’oxygène 11 issu de l’étape d’électrolyse de l’eau, permet de produire un effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse qui sort de l’unité de gazéification (C) par la conduite 3 et est envoyé dans une étape d) de d’élimination des composés acides et impuretés du gaz de synthèse qui peut comprendre une étape d1) de lavage a l’eau du gaz de synthèse et/ou une étape d2) d’hydrolyse catalytique des composés COS et HCN et/ou une étape d3) de lavage à l’eau et une étape d4 de séparation des gaz acides. Cette étape d4 de séparation est alimentée également par l’effluent gazeux issu de l’étape G) par la conduite 14 et traité dans une unité de séparation distincte ou commune avec celle alimentée par le gaz de synthèse venant de la conduite 3. L’étape d) comporte en outre une étape d5) de recombinaison des effluents gazeux, soit du gaz de synthèse sortant de l’unité (C) par la conduite (3) avec l’effluent gazeux sortant directement de l’unité (G) par la conduite 14, le flux résultant de cette recombinaison alimentant une unité de séparation commune à l’étape d4) soit des effluents gazeux appauvris en gaz acides issus de deux unités de séparation distinctes dans l’étape d4). L’étape d comporte enfin une étape d6) de purification finale de l’effluent comprenant le gaz de synthèse issu de l’étape d4) ou d5). Après purification, le flux de dioxyde de carbone issu de l’unité D alimente l’unité G par la conduite 12. L’effluent comprenant le gaz de synthèse éventuellement purifié et ensuite envoyé via la conduite 5 dans une étape de synthèse Fischer-Tropsch qui a lieu dans l’unité (E). Selon une mise en œuvre de l’invention, une partie du flux d’hydrogène 8 produit lors de l’étape d’électrolyse de l’eau est envoyé dans l’unité E. Un flux 6 comprenant des hydrocarbures liquides de synthèse est produit lors de l’étape de synthèse Fischer-Tropsch et est envoyé dans une étape d’hydroconversion dans l’unité F qui produit un flux 7 de biocarburants liquide de synthèse. Selon une mise en œuvre de l’invention, au moins une partie de l’effluent gazeux issu de l’unité (E) est recyclé par la conduite 17 dans l’unité C de gazéification afin d'être convertie en gaz de synthèse. Selon une mise œuvre de l’invention, une partie du flux d’oxygène produit lors de l’étape d’électrolyse de l’eau est envoyé dans une ou plusieurs unités de combustion de l’unité A et/ou de l’unité F, respectivement par les conduites 15 et/ou 16. Selon une mise en œuvre de l’invention, les flux de CO 2 issus d’une ou plusieurs unités de combustion de l’unité A et/ou de l’unité F, respectivement par les conduites 18 et/ou 19, alimentent l’unité G par la conduite 20. Les exemples illustrent l’invention sans en limiter la portée. Exemple 1 : exemple comparatif selon le document de l’art antérieur WO2014068253A1 ne comprenant pas d’étape de RGWS ni d’étape d’électrolyse de l’eau. Le premier exemple comparatif suivant fait référence aux procédés mis en œuvre à la FIG. 1 . L’exemple 1 prend en compte une unité qui traite 100 t/h de biomasse sèche (1) donnant 80t/h de biomasse torréfiée en sortie de l’étape A de prétraitement par torréfaction. La biomasse torréfiée (2) contient 60 %pds de carbone et 35 % d’oxygène. L’unité de gazéification C, alimentée par la biomasse torréfiée (2) et un flux gazeux recyclé de l’unité FT (17), produit 3 fois plus de CO que CO2 en mol, soit une quantité de CO de 93,2 t/h. Le ratio H2/CO en sortie de l’unité est de 0,5. Une unité de conversion à l’eau du monoxyde de carbone ou water gas shift selon la terminologie anglo-saxonne permet d’augmenter le ratio de 0,5 à 2,1. L’étape E de synthèse Fischer-Tropsch produit une fraction gazeuse qui constitue une partie des effluents du bloc E. Une partie de cet effluent gazeux peut être utilisée comme combustible pour apporter l’énergie nécessaire pour les étapes A et F Les différentes étapes du procédé conduisant à la réduction du rendement en carbone sont : L’étape de torréfaction A avec une perte de 4 % de carbone. L’étape de gazéification C avec une perte de 27 % de carbone supplémentaire. L’étape de water gas shift D’avec une perte de 41 % de carbone supplémentaire. La combustion d’une partie de l’effluent gazeux issu de l’étape de synthèse Fischer Tropsch E pour les besoins thermiques des étapes A et F, avec une perte de 4% de carbone supplémentaire Le rendement global en carbone de la chaîne est donc de 24 %pds soit un rendement matière total de 15%pds. Le CO2 produit par le procédé est produit principalement à quatre étapes : - La combustion des gaz de prétraitement issus de l’étape de prétraitement A représentant 7,3 t/ha - L’étape de gazéification C représentant 48,8 t/h. - L’étape de water gas shift D’ pour un débit de 75,5 t/h. - La combustion d’une partie de l’effluent issu de l’étape de synthèse Fischer Tropsch E pour les besoins thermiques des étapes A et F représentant 7,1 t/h La quantité d’oxygène nécessaire pour apporter l’énergie à l’étape de gazéification C est de 66 t/h. La FIG. 1 reporte les différents flux de l’exemple 1 selon l’art antérieur WO2014/068253A1. Exemple 2 : exemple comparatif selon le procédé décrit dans WO2022/079407A1. La FIG. 3 reprend les principaux flux de la chaîne de procédé selon l’exemple comparatif 2. Les étapes mises en œuvre dans le procédé de l’exemple comparatif 2 sont identiques à celles du procédé selon l’invention. L’exemple 2 est comparatif en ce que le procédé décrit dans le document WO 2022/079407 ne répond ni à la caractéristique A ni à la caractéristique B de la présente invention, en ce que l’exemple 2 : - ne prévoit pas le recyclage du CO2 produit par les unités de combustion des étapes A et F vers l’étape G (flux 18 et 19 de la FIG. 2 non représentés sur la FIG. 4 ) (caractéristique B) ; - En ce que le rapport molaire entre l’hydrogène et le dioxyde de carbone H2/CO2 en entrée du réacteur de l’étape g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (R-WGS) est égal à 7,3 soit en dehors de la gamme revendiquée dans la caractéristique A de 1,8 à 3. Seul le flux de CO2 12 produit par l’étape de désacidification D est traité dans l’étape G de R-WGS, soit une quantité de CO2 de 58,8 t/h. L’exemple prend en compte une unité qui traite 100 t/h de biomasse sèche 1 donnant 80t/h de biomasse torréfiée en sortie de l’étape A. La biomasse torréfiée (2) contient 60 %pds de carbone et 35 % d’oxygène. L’unité de gazéification C alimentée par la biomasse torréfiée 2 et un flux gazeux recyclé 17 de l’étape E de synthèse FT produit 3 fois plus de CO que CO2 en mol, soit une quantité de CO de 102,6 t/h. Le ratio H2/CO en sortie de l’unité est de 0,5. Dans cet exemple, le ratio H2/CO est augmenté de 0,5 à 2,1 en entrée de l’étape E de synthèse Fischer-Tropsch (E) par un apport d’hydrogène externe (non représenté sur la figure) produit par électrolyse de l’eau B. Le débit d’hydrogène injecté en entrée de l’étape de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone RWGS (étape G) est ajusté de telle sorte que le ratio H2/CO en entrée de synthèse FT soit égal à 2,1 sans besoin d’un appoint complémentaire d’hydrogène (flux 8 de la FIG. 2 égal à zéro). La quantité d’hydrogène nécessaire pour la réaction de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS est dans ce cas de 19,6 t/h pour un débit de CO2 de 58,8 t/h, soit un ratio molaire H2/CO2 de 7,3 en entrée du réacteur de l’étape G de de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS. En ajoutant une consommation de 0,6 t/h pour l’étape d’hydroconversion, la quantité d’hydrogène requise est de 20,2 t/h. Pour produire une telle quantité d’hydrogène, le co-produit de l’électrolyse, l’oxygène est produit à hauteur de 161 t/h. Ce débit est supérieur au débit nécessaire pour l’étape de gazéification (72,5 t/h). L’étape E de synthèse Fischer-Tropsch produit une fraction gazeuse qui constitue une partie des effluents du bloc E. Une partie de cet effluent gazeux peut être utilisée comme combustible pour apporter l’énergie nécessaire à la réaction de R-WGS (étape G), en plus de la fraction utilisée comme combustible pour les étapes A et F. La consommation de carbone correspondant à la combustion de cet effluent gazeux issu de l’étape E de synthèse FT pour les besoins thermiques des étapes A, F et G, est estimée dans cet exemple à 22% du carbone contenu dans la biomasse sèche. Les différentes étapes du procédé conduisant à la réduction du rendement en carbone sont : - L’étape de torréfaction A avec une perte de 4 % de carbone. - La combustion d’une partie de l’effluent gazeux issu de l’étape E de synthèse FT pour les besoins thermiques de l’étape A, de l’étape F et de l’étape G, avec une perte de 22% de carbone supplémentaire. Le rendement global en carbone de la chaîne est donc de 74 %pds soit un rendement matière total de 44%pds. Pour la capacité de production de l’exemple, l’étape E de synthèse Fischer-Tropsch et l’étape G de conversion du CO2 par l’hydrogène produisent respectivement environ 88 t/h et 22 t/h d’eau, soit 50% du besoin en eau de l’étape d’électrolyse, la consommation nette en eau étant de 109 t/h Le CO2 rejeté par le procédé selon l’exemple 2 est produit principalement à deux étapes : - La combustion des gaz de prétraitement représentant 7,3 t/h - La combustion d’une partie de l’effluent gazeux issu de l’unité FT représentant au total 41,2 t/h, soit 31,3 t/h pour la section de combustion de l’étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS, 4,2 t/h pour la section de combustion de l’unité d’hydroconversion à l’étape F et 5,7 t/h pour la section de combustion de l’étape de prétraitement A La quantité d’oxygène nécessaire pour apporter l’énergie à l’étape de gazéification C est de 72,5 t/h, ce qui représente 45% de l’oxygène produit par électrolyse. La FIG. 3 reprend les principaux flux de la chaîne de procédé selon l’exemple comparatif 2 selon l’art antérieur WO2022/079407A1. Exemple 3 selon l'invention illustrant le fonctionnement de l'invention selon la caractéristique A L’exemple 3 selon l’invention ci-dessous fait référence aux étapes mises en œuvre à la FIG. 4 Il prend en compte un procédé qui traite 100 t/h de biomasse sèche (1) donnant 80t/h de biomasse torréfiée en sortie de l’étape A. La biomasse torréfiée (2) contient 60 %pds de carbone et 35 % d’oxygène. L’étape C de gazéification produit 3 fois plus de CO que CO2 en mol, soit une quantité de CO de 111 t/h. Le ratio H2/CO en sortie de l’unité est de 0,5. Dans cet exemple, le ratio H2/CO est augmenté de 0,5 à 2,1 en entrée de l’étape de synthèse Fischer-Tropsch E par un apport d’hydrogène externe (8) produit par électrolyse de l’eau B. Le débit d’hydrogène (13) injecté en entrée de l’étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS est ajusté selon la mise en œuvre de l’invention de telle sorte que le ratio H2/CO2 en entrée de synthèse du réacteur de R-WGS soit compris entre 1,8 et 3 et en particulier égal à 2 correspondant à la caractéristique A selon l’invention. L’exemple 3 ne reproduit pas la caractéristique B selon l’invention en ce que les flux de CO2 issus de l’étape d), et le flux de CO2 issu des unités de combustion des effluents gazeux des étapes a), e) et f) ne sont pas recyclés en mélange avec le flux d’hydrogène issu de l’étape b). Dans cet exemple, la quantité d’hydrogène (13) injectée au niveau de l’étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS est de 7,3 t/h pour un débit de CO2 issu de l’étape D (12) de 79,5t/h, soit un ratio molaire H2/CO2 de 2 en entrée de l’étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS. Pour atteindre un ratio H2/CO de 2,1 en entrée de l’étape D de synthèse Fischer-Tropsch, un appoint complémentaire d’hydrogène externe (8) produit par électrolyse de l’eau B de 13,8 t/h est mélangé au gaz de synthèse (5) issu de l’étape D. En ajoutant une consommation de 0,7t/h d’hydrogène pour l’étape F d’hydroconversion, le besoin total en hydrogène du procédé est de 21,7 t/h. Pour produire une telle quantité d’hydrogène, le co-produit de l’électrolyse de l’eau, l’oxygène est produit à hauteur de 172t/h. Ce débit est supérieur au débit nécessaire pour l’étape de gazéification C via la conduite (11) (78 t/h). L’étape de synthèse Fischer-Tropsch E produit au moins un effluent gazeux qui constitue une partie des effluents du bloc E et un flux d’hydrocarbures liquides (6) qui est envoyé dans l’étape F d’hydroconversion. En plus de la fraction de l’effluent gazeux issu de l’étape E, utilisée comme combustible pour les étapes A et F, une autre partie de cet effluent gazeux issu de l’étape E peut être utilisée comme combustible pour apporter l’énergie nécessaire à la réaction de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS (étape G). La consommation de carbone correspondant à cette perte en effluent gazeux issu du FT est estimée dans cet exemple à 16% du carbone contenu dans la biomasse sèche. Le CO2 rejeté par le procédé (et non recyclé) est donc produit principalement à deux étapes : - La combustion des gaz de prétraitement représentant 7,3 t/h - La combustion d’une partie de l’effluent gazeux issu de l’étape de synthèse FT E représentant au total 29,6 t/h, soit 19,3 t/h pour l’unité de combustion de l’étape de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS, 4,6 t/h pour la section de combustion de l’étape F d’hydroconversion et 5,7 t/h pour la section de combustion de l’étape de prétraitement (A). Les différentes étapes du procédé conduisant à la réduction du rendement en carbone sont donc : - L’étape de torréfaction avec une perte de 4 % de carbone. - La combustion d’une partie de l’effluent gazeux issu de l’étape E de synthèse FT pour les besoins thermiques de l’étape A, de l’étape F et de l’étape G de, avec une perte de 16% de carbone supplémentaire. Le rendement global en carbone de la chaîne est donc de 80 %pds soit un rendement matière total de 48 %pds. Le rendement de production de biocarburants de la chaîne est augmenté de 228% par rapport au procédé de l’art antérieur tel que décrit dans l’exemple 1, et de 9% par rapport au procédé comprenant une étape de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone RWGS selon l’art antérieur décrit dans l’exemple 2. La mise en œuvre du procédé selon l’invention comporte le recyclage dans l’étape B d’électrolyse de l’eau, de l’eau des fumées de combustion des étapes (A) et (F) (flux 23 et 22) ainsi que l’eau condensée de l’effluent du réacteur de RWGS de l’étape G et des fumées de l’unité de combustion de l’étape G (21). En ajoutant ces différents flux avec l’eau produite par l’étape de synthèse Fischer-Tropsch E, on récupère environ 155 t/h d’eau, soit 66% du besoin en eau de l’étape d’électrolyse B. La quantité d’oxygène nécessaire pour apporter l’énergie à l’étape de gazéification C est de 78,1 t/h, ce qui représente 45% de l’oxygène produit par électrolyse de l’eau B. La quantité de CO2 émise à l’atmosphère s’élève à 7,7 tonnes/tonne de biocarburant produit et la consommation d’eau pour électrolyse à 1,7 tonnes / tonne de biocarburant. Les émissions de CO2 émises par tonne de biocarburant produit dans le procédé selon l’invention sont réduites de 92% par rapport au schéma de l’art antérieur selon l’exemple comparatif 1 (sans hydrogène électrolytique et sans étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone RWGS) et de 30% par rapport au bilan selon l’exemple comparatif 2. L’appoint d’eau pour l’électrolyse ramené à la production de biocarburants est réduit de 32% par rapport à l’exemple comparatif 2. La mise en œuvre selon l’invention améliore donc nettement le bilan environnemental de la filière. La FIG. 4 reprend les principaux flux de la chaîne de procédé selon l’exemple 3 illustrant la caractéristique A selon l’invention Exemple 4 selon l'invention illustrant le fonctionnement de l'invention selon la caractéristique B Il prend en compte en compte un procédé qui traite 100 t/h de biomasse sèche (1) donnant 80t/h de biomasse torréfiée en sortie de l’étape A. La biomasse torréfiée (2) contient 60 %pds de carbone et 35 % d’oxygène. L’exemple 4 selon l’invention ci-dessous fait référence aux étapes mises en œuvre à la FIG. 5 selon la caractéristique B revendiquée en ce que les flux de CO2 issus de l’étape d), et le flux de CO2 issu des unités de combustion des effluents gazeux des étapes a), e) et f) sont recyclés en mélange avec le flux d’hydrogène issu de l’étape b). Dans l’exemple 4, l’unité de gazéification C alimentée par la biomasse torréfiée (2) et un flux gazeux (17) recyclé de l’étape E de synthèse FT produit 3 fois plus de CO que CO2 en mol, soit une quantité de CO de 103 t/h. Le ratio H2/CO en sortie de l’unité est de 0,5. Dans cet exemple, le ratio H2/CO est augmenté de 0,5 en sortie de l’étape c) à 2,1 en entrée de l’étape de synthèse Fischer-Tropsch E par un apport d’hydrogène externe produit par électrolyse de l’eau B. Le débit d’hydrogène (13) injecté en entrée de l’étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS (bloc G) est ajusté de telle sorte que le ratio H2/CO en entrée de synthèse FT soit égal à 2,1 sans besoin d’un appoint complémentaire d’hydrogène (flux 8 égal à zéro). La mise en œuvre du procédé selon l’invention comporte l’utilisation d’oxygène produit par électrolyse de l’eau B pour les unités de combustion des étapes A et F (flux 15 et 16), ainsi que le recyclage du CO2 produit par lesdites étapes vers l’étape G (flux 18 et 19) (caractéristique B selon l’invention). Au flux de CO2 (12) produit par l’étape d’élimination des gaz acides D de 60,6t/h s’ajoutent le flux 18 de 5,7t/h et le flux 19 de 4,4 t/h soit une quantité de CO2 totale de 70,7 t/h traitée par l’étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS. La quantité d’hydrogène nécessaire pour la réaction de l’étape G de R-WGS est dans ce cas de 21,1 t/h pour un débit de CO2 de 70,7 t/h, soit un ratio molaire H2/CO2 de 6,5 en entrée du réacteur de l’étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone R-WGS. En ajoutant une consommation de 0,6 t/h pour l’étape F d’hydroconversion, la quantité d’hydrogène requise est de 21,7 t/h. Pour produire une telle quantité d’hydrogène, le co-produit de l’électrolyse, l’oxygène est produit à hauteur de 172 t/h. L’unité de synthèse Fischer-Tropsch de l’étape E produit au moins un effluent gazeux qui constitue une partie des effluents du bloc E et un flux d’hydrocarbures liquides (6) qui est envoyé dans l’étape F d’hydroconversion. Une partie de cet effluent hydrocarbures gazeux peut être utilisée comme combustible pour apporter l’énergie nécessaire à la réaction de R-WGS. Contrairement aux descriptions de l’art antérieur, l’énergie nécessaire aux étapes A et F est fournie par la combustion d’une fraction de l’effluent gazeux issu de l’étape E de synthèse FT avec un flux d’oxygène pur (non représenté sur la figure) issu de l’unité d’électrolyse B. Le flux de CO2 pur (flux 20) résultant de cette combustion est recyclé vers l’étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone. La consommation de carbone correspondant à la perte en effluent gazeux issu du FT est donc limitée dans cet exemple à 19% du carbone contenu dans la biomasse sèche. Le CO2 produit par le procédé est donc issu principalement de deux étapes : - La combustion des gaz de prétraitement représentant 7,3 t/h - La combustion dans l’unité de combustion de l’unité G d’une partie de l’effluent gazeux issue de l’étape E de synthèse FT pour la production de chaleur nécessaire à l’unité G de l’étape de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone RWGS représentant au total 34,8 t/h. Les différentes étapes du procédé conduisant à la réduction du rendement en carbone sont donc : - L’étape de torréfaction A avec une perte de 4 % de carbone. - La combustion d’une partie de l’effluent gazeux issu de l’unité FT pour les besoins thermiques de l’étape G, avec une perte de 19% de carbone supplémentaire. Le rendement global en carbone de la chaîne est donc de 77 %pds soit un rendement matière total de 47%pds. Le rendement de production de biocarburants de la chaîne est augmenté de 217% par rapport au procédé de référence tel que décrit dans l’exemple 1, et de 5% par rapport au procédé avec RWGS selon l’art antérieur décrit dans l’exemple 2. La mise en œuvre du procédé selon l’invention comporte le recyclage de l’eau des fumées de combustion des étapes (a) et (f) (flux 23 et 22) ainsi que l’eau condensée de l’effluent du réacteur de RWGS et des fumées de l’unité de combustion de l’étape G (flux 21). En ajoutant ces différents flux avec l’eau produite par l’étape E de synthèse Fischer-Tropsch, on récupère environ 166 t/h d’eau, soit 71% du besoin en eau de l’étape d’électrolyse. La quantité d’oxygène électrolytique nécessaire pour l’étape C de gazéification, ainsi que pour les sections de combustion des étapes A et F est de 84 t/h, ce qui représente 49% de l’oxygène produit par électrolyse B. La quantité de CO2 émise à l’atmosphère s’élève à 9,1 tonnes/tonne de biocarburant produit et la consommation d’eau pour électrolyse à 1,5 tonnes / tonne de biocarburant Les émissions de CO2 émises par tonne de biocarburant produit dans le procédé selon l’invention sont réduites de 90% par rapport au schéma de référence selon l’exemple comparatif 1 (sans hydrogène électrolytique ni étape G de conversion à l’hydrogène du dioxyde de carbone RWGS) et de 17% par rapport au bilan selon l’exemple comparatif 2. L’appoint d’eau pour l’électrolyse ramené à la production de biocarburants est réduit de 40% par rapport à l’exemple comparatif 2. La mise en œuvre selon l’invention améliore donc nettement le bilan environnemental de la filière. La FIG. 5 représente les principaux flux dans l’exemple 4 selon la caractéristique B selon l’invention (H2/CO2 = 6,5 en entrée de RWGS) avec recyclage du CO2 issus de la combustion vers le bloc G. Exemple 5 selon l'invention illustrant le fonctionnement de l'invention selon les caractéristiques A et B Il prend en compte un procédé qui traite 100 t/h de biomasse sèche (1) donnant 80t/h de biomasse torréfiée en sortie de l’étape A. La biomasse torréfiée (2) contient 60 %pds de carbone et 35 % d’oxygène. L’exemple 5 selon l’invention ci-dessous fait référence aux étapes mises en œuvre à la FIG. 6 selon les caractéristiques A ET B revendiquées. Dans l’exemple 5, l’étape C de gazéification alimentée par la biomasse torréfiée (2) et un effluent gazeux recyclé (17) de l’étape E de synthèse FT produit 3 fois plus de CO que CO2 en mol, soit une quantité de CO de 111 t/h. Comme dans l’exemple 3, le ratio H2/CO est augmenté de 0,5 à 2,1 en entrée de l’étape E de synthèse Fischer-Tropsch par un apport d’hydrogène externe (8) produit par électrolyse. Le débit d’hydrogène injecté (13) en entrée de l’étape G de R-WGS est ajusté selon la mise en œuvre de l’invention de telle sorte que le ratio H2/CO2 en entrée de l’étape G de R-WGS soit égal à 2. La mise en œuvre du procédé selon la caractéristique B de l’invention comporte le recyclage du CO2 produit par les étapes de combustion d’effluent gazeux dans les étapes A et F vers l’étape G (flux 18 et 19) (caractéristique B). Au flux de CO2 (12) produit par l’étape D d’élimination des composés acides de 83,3t/h s’ajoutent le flux 18 de 5,7 t/h et 19 de 4,8 t/h soit une quantité de CO2 totale de 93,9 t/h traitée par l’étape G de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS). Dans cet exemple, la quantité d’hydrogène (13) injectée au niveau de l’étape G de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) est de 8,6 t/h pour un débit de CO2 de 93,9t/h (flux 12 + 18 + 19), soit un ratio molaire H2/CO2 de 2 en entrée du réacteur de l’étape G de R-WGS selon la caractéristique A du procédé. Pour atteindre un ratio H2/CO de 2,1 en entrée de réacteur Fischer-Tropsch de l’étape E, un appoint complémentaire d’hydrogène externe (8) produit par électrolyse de l’eau B de 14 t/h est mélangé au gaz de synthèse (5) issu de l’étape D d’élimination des gaz acides. En ajoutant 0,7t/h pour l’étape F d’hydroconversion, le besoin total en hydrogène est de 23,3 t/h. Pour produire une telle quantité d’hydrogène, le co-produit de l’électrolyse, l’oxygène est produit à hauteur de 185t/h. L’étape E de synthèse Fischer-Tropsch produit au moins un effluent gazeux qui constitue une partie des effluents du bloc E et un flux d’hydrocarbures liquides (6) qui est envoyé dans l’étape F d’hydroconversion. Une partie de cet effluent gazeux peut être utilisée comme combustible pour apporter l’énergie nécessaire à la réaction de l’étape G de R-WGS. Contrairement à la description de l’art antérieur, l’énergie nécessaire à l’étape A est fournie à la fois par la combustion des gaz de prétraitement de l’étape a) et par la combustion dans une chambre de combustion distincte d’une fraction des effluents gazeux issus de l’étape E avec un flux d’oxygène issu de l’étape B. De même contrairement à la description de l’art antérieur, l’énergie nécessaire à l’étape F est fournie par combustion d’une fraction des effluents gazeux issus de l’étape E de synthèse FT avec un flux d’oxygène pur issu de l’unité d’électrolyse B, le CO2 pur émis résultant de la combustion des effluents gazeux issus de l’étape E étant recyclé vers l’étape G. Le CO2 produit par la combustion des gaz de prétraitement de l’étape a) n’est pas recyclé dans l’étape G. La consommation de carbone correspondant à la perte en effluent gazeux issu de l’étape E de synthèse FT est donc limitée dans cet exemple à 12% du carbone contenu dans la biomasse sèche. Le CO2 produit par le procédé est issu principalement de deux étapes : - La combustion des gaz de prétraitement représentant 7,3 t/h - La combustion d’une partie de l’effluent gazeux issu de l’étape E de synthèse FT pour la production de chaleur nécessaire à l’étape G de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) utilités représentant au total 22,9 t/h. Les différentes étapes du procédé conduisant à la réduction du rendement en carbone sont donc : - L’étape de torréfaction A avec une perte de 4 % de carbone. - La combustion d’une partie de l’effluent gazeux issu de l’étape E de synthèse FT pour les besoins thermiques de l’étape G avec une perte de 12% de carbone supplémentaire. Le rendement global en carbone de la chaîne est donc de 84 %pds soit un rendement matière total de 50%pds. Le rendement de production de biocarburants de la chaîne est donc augmenté de 244% par rapport au procédé de l’art antérieur tel que décrit dans l’exemple 1, et de 14% par rapport au procédé avec RWGS selon l’art antérieur décrit dans l’exemple 2. La mise en œuvre du procédé selon l’invention comporte le recyclage de l’eau des fumées de combustion des étapes (A) et (F) (flux 23 et 22) ainsi que l’eau condensée de l’effluent du réacteur de RWGS et des fumées de la section de de combustion de l’étape G (flux 21). En ajoutant ces différents flux avec l’eau produite par l’étape E de synthèse Fischer-Tropsch, on récupère environ 167 t/h d’eau, soit 66% du besoin en eau de l’étape B d’électrolyse. La quantité d’oxygène électrolytique nécessaire pour apporter l’énergie à l’étape C de gazéification, ainsi que pour la combustion des étapes A et F est de 90t/h, ce qui représente 49% de l’oxygène produit par électrolyse. La quantité de CO2 émise à l’atmosphère s’élève à 6 tonnes/tonne de biocarburant produit et la consommation d’eau pour électrolyse à 1,7 tonnes / tonne de biocarburant Les émissions de CO2 émises par tonne de biocarburant produit dans le procédé selon l’invention sont réduites de 94% par rapport au schéma de référence selon l’exemple comparatif 1 (sans hydrogène électrolytique ni étape G de RWGS) et de 45% par rapport au bilan selon l’exemple comparatif 2. L’appoint d’eau pour l’électrolyse ramené à la production de biocarburants est réduit de 31% par rapport à l’exemple comparatif 2. La mise en œuvre selon l’invention mettant en œuvre les caractéristiques A et B revendiquées, améliore donc nettement le bilan environnemental de la filière par rapport à l’art antérieur. La FIG. 6 représente les principaux flux dans l’exemple 4 caractéristiques A + B selon l’invention (ratio molaire H2/CO2 = 2 en entrée de RWGS) avec recyclage du CO2 issus des unités de combustion des étapes A et F vers le bloc G. Exemple 6 = caractéristiques A + B (avec recyclage du CO2 produit par la combustion des gaz de prétraitement dans l’étape G) Dans l’exemple 6, l’étape C de gazéification alimentée par la biomasse torréfiée (2) et un flux gazeux recyclé (17) de l’étape E de synthèse FT produit 3 fois plus de CO que CO2 en mol, soit une quantité de CO de 111 t/h. Comme dans l’exemple 3, le ratio H2/CO est augmenté de 0,5 à 2,1 en entrée de l’étape E de synthèse Fischer-Tropsch par un apport d’hydrogène externe (8) produit par électrolyse. Le débit d’hydrogène injecté (13) en entrée de l’étape G de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) est ajusté selon la mise en œuvre de l’invention de telle sorte que le ratio H2/CO2 en entrée du réacteur de l’étape G de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) soit égal à 2. Le ratio H2/CO dans le gaz de synthèse en entrée de l’étape E de synthèse FT est ajusté à 2,1 par un appoint complémentaire d’hydrogène externe produit par électrolyse de l’eau B (flux 8). La mise en œuvre du procédé selon l’invention comporte l’utilisation d’oxygène produit par électrolyse de l’eau B pour les unités de combustion des effluents gazeux et des gaz de prétraitement dans les blocs A et F (flux 15 et 16), ainsi que le recyclage du CO2 produit par lesdites étapes A et F vers l’étape G (flux 18 et 19). Au flux de CO2 produit par l’étape D d’élimination des composés acides de 86,2t/h s’ajoutent le flux 18 de 13 t/h et le flux 19 de 5 t/h soit une quantité de CO2 totale de 104,2 t/h traitée par l’étape G de de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène. Dans cet exemple, la quantité d’hydrogène injectée au niveau du réacteur de l’étape G de R-WGS est de 9,6 t/h pour un débit de CO2 de 104,2t/h, soit un ratio molaire H2/CO2 de 2 en entrée du réacteur de l’étape G de R-WGS. Pour atteindre un ratio H2/CO de 2,1 en entrée de réacteur Fischer-Tropsch, un appoint complémentaire d’hydrogène externe produit par électrolyse de l’eau B (flux 8) de 14,1 t/h est mélangé au gaz de synthèse. En ajoutant 0,7t/h pour l’étape F d’hydroconversion, le besoin total en hydrogène est de 24,4 t/h. Pour produire une telle quantité d’hydrogène, le co-produit de l’électrolyse, l’oxygène est produit à hauteur de 193t/h. L’étape E de synthèse Fischer-Tropsch produit un effluent hydrocarbures gazeux qui constituent une partie des effluents du bloc E. Une partie de cet effluent gazeux peut être utilisée comme combustible pour apporter l’énergie nécessaire à la réaction de l’étape G de R-WGS. Contrairement aux descriptions de l’art antérieur, l’énergie nécessaire aux étapes A et F est fournie par combustion d’une fraction des effluents gazeux issus de l’étape E de synthèse FT avec un flux d’oxygène pur issu de l’unité d’électrolyse B. Les gaz de prétraitement issus de l’étape A sont mélangés à l’alimentation de la même section de combustion de l’étape A avec la fraction des effluents gazeux issus de l’étape E et le CO2 pur émis résultant de cette section de combustion commune dans l’étape A est recyclé vers l’étape G. La consommation de carbone correspondant à la perte en effluent gazeux issu du FT est donc limitée dans cet exemple à 14% du carbone contenu dans la biomasse sèche. Le CO2 rejeté par le procédé et donc non recyclé est produit principalement par la combustion dans la section de combustion de l’étape G d’une partie de l’effluent gazeux issu de l’étape E de synthèse FT pour la production de chaleur nécessaire à l’étape de G de RWGS, représentant au total 25,4 t/h. Le rendement global en carbone de la chaîne est donc de 86 %pds soit un rendement matière total de 52%pds. Le rendement de production de biocarburants de la chaîne est donc augmenté de 254% par rapport au procédé de référence tel que décrit dans l’exemple 1, et de 17% par rapport au procédé comprenant une étape de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène RWGS selon l’art antérieur décrit dans l’exemple 2. La mise en œuvre du procédé selon l’invention comporte le recyclage de l’eau des fumées de combustion des étapes (A) et (F) (flux 23 et 22) ainsi que l’eau condensée de l’effluent du réacteur de RWGS et des fumées de la section de de combustion de l’étape G (flux 21). En ajoutant ces différents flux avec l’eau produite par l’étape E de synthèse Fischer-Tropsch, on récupère environ 175 t/h d’eau, soit 66% du besoin en eau de l’étape d’électrolyse. La quantité d’oxygène électrolytique nécessaire pour apporter l’énergie à l’étape C de gazéification, ainsi que pour la combustion des étapes A et F est de 103t/h, ce qui représente 53% de l’oxygène produit par l’étape B d’électrolyse. La quantité de CO2 émise à l’atmosphère s’élève à 4,9 tonnes/tonne de biocarburant produit et la consommation d’eau pour électrolyse à 1,7 tonnes / tonne de biocarburant. Les émissions de CO2 émises par tonne de biocarburant produit dans le procédé selon l’invention sont réduites de 95% par rapport au schéma de l’art antérieur selon l’exemple comparatif 1 (sans hydrogène électrolytique ni étape G de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène RWGS) et de 55% par rapport au bilan selon l’exemple comparatif 2. L’appoint d’eau pour l’électrolyse ramené à la production de biocarburants est réduit de 30% par rapport à l’exemple comparatif 2. La mise en œuvre selon l’invention améliore donc nettement le bilan environnemental de la filière. La FIG. 6 reprend les principaux flux de l’exemple 6 selon l’invention (H2/CO2 = 2 en entrée de RWGS = caractéristique A) avec la combustion à l’oxygène des gaz de prétraitement et recyclage du CO2 issus de la combustion des effluent issus des unités de combustion de A et F vers le bloc G. Le tableau ci-dessous récapitule les principaux avantages du procédé selon l’invention illustrés par les exemples 3 à 6, comparés aux procédés de l’art antérieur sans RWGS (exemple 1) ou avec RWGS (exemple 2). Synthèse des résultats Exemple comparatif 1 Exemple comparatif 2 Exemple 4 selon l'invention Exemple 3 selon l'invention Exemple 5 selon l'invention Exemple 6 selon l'invention Sans electrolyse Selon art antérieur avec RWGS Option B Option A Option A+B A+B + recycle des fumées de combustion du gaz de prétraitement Rendement global en C %pds 24% 74% 77% 80% 84% 86% Rendement matière %pds 15% 44% 47% 48% 50% 52% Total rejet CO2 kg/kg produit 94 11 9 8 6 5 Consommation H2 electrolytique kg/h 20246 21702 21730 23277 24381 Consommation eau pour électrolyse kg/kg produit 2,46 1,49 1,66 1,70 1,72 Gain en productivité Vs art antérieur sans RWGS % 217% 228% 244% 254% Gain en productivité Vs art antérieur avec RWGS % 5% 9% 14% 17% Réduction CO2 Vs art antérieur sans RWGS % 90% 92% 94% 95% Réduction CO2 Vs art antérieur avec RWGS % 17% 30% 45% 55% Gain sur la consommation en eau Vs exemple 2 % 40% 32% 31% 30% Le tableau ci-dessus met notamment en évidence le gain en rendement en carbone biogénique et en rendement en d’hydrocarbures dudit procédé selon l’invention, soit par la mise en œuvre de la réaction de conversion du CO2 à l’hydrogène optimisée par le contrôle du ratio H2/CO2 selon l’exemple 3 (caractéristique A) avec un gain de 9% sur le rendement de production en hydrocarbures ou productivité par rapport au procédé selon l’art antérieur mettant en œuvre la réaction de RWGS, soit par le recyclage des flux de dioxyde de carbone issus des étapes A et F du procédé (caractéristique B) permettant un gain de 5% par rapport à la même référence selon l’exemple 4, soit par la mise en œuvre combinée des deux caractéristiques A et B selon l’invention permettant un gain de productivité de 14 à 17% selon les exemples 5 à 6. De même, la mise en œuvre de l’invention permet de réduire les émissions de CO 2 par kg de carburant produit de 30% par rapport au procédé de l’art antérieur WO22/079407 par l’optimisation du ratio H2/CO2 selon l’exemple 3, soit de 17% par recyclage des flux de carbone issus des étapes A et F dans l’exemple 4, soit de 45 à 55% par la mise en œuvre combinée des deux caractéristiques selon les exemples 5 à 6. Enfin, la mise en œuvre de l’invention permet de réduire la consommation d’eau pour l’étape B d’électrolyse par kg de carburant produit de 32% par rapport au procédé de l’art antérieur WO22/079407 par l’optimisation du ratio H2/CO2 selon l’exemple 3, et de 40% par recyclage des flux de carbone issus des étapes A et F dans l’exemple 4. En conclusion, les résultats des différents exemples illustrent les avantages de l’invention pour améliorer nettement la productivité, le bilan environnemental et limiter les coûts opératoires du procédé. Procédé de conversion en hydrocarbures d’une charge comprenant au moins une fraction biomasse, et produisant du dioxyde de carbone, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes : - éventuellement une étape a) de prétraitement de la charge, - une étape b) d’électrolyse de l’eau en oxygène et en hydrogène permettant l’obtention d’un flux de d’hydrogène, et d’un flux d’oxygène, dans laquelle l’eau est issue, au moins en partie, d’une étape e) de synthèse Fischer-Tropsch, - une étape c) de gazéification de la charge éventuellement prétraitée à l’étape a), en présence de tout ou partie du flux d’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à obtenir un effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse, - une étape d) d’élimination des composés acides et impuretés de l’effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse issu de l’étape c) mélangé avec un effluent gazeux issu de l’étape g) après condensation de la vapeur d’eau, de manière à obtenir un effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse purifié et un flux de dioxyde de carbone alimentant au moins en partie une étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS), - une étape e) de synthèse Fischer-Tropsch de l'effluent gazeux comprenant un gaz de synthèse purifié issu de l’étape d) et éventuellement d’une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau de manière à produire un flux comprenant des hydrocarbures liquides de synthèse, de l’eau et au moins un effluent gazeux, - une étape (f) d’hydroconversion d’au moins une partie du flux comprenant des hydrocarbures liquides issus de l’étape (e) pour produire au moins une coupe biocarburant liquide et au moins un effluent gazeux - une étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS) pour produire au moins un effluent gazeux comprenant du monoxyde de carbone CO et de la vapeur d’’eau, dans laquelle la charge entrant dans ladite étape g) comprenant au moins une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b) et un flux de dioxyde de carbone, présente au moins l’une des deux caractéristiques suivantes : A/ au moins une partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b) est mélangé avec le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) et éventuellement avec un flux de dioxyde de carbone issu d’une ou plusieurs unités de combustion des effluents gazeux issus des étapes e) et/ou f) et/ou éventuellement a), et éventuellement avec un flux de dioxyde de carbone extérieur au procédé, de telle sorte que le rapport molaire entre l’hydrogène et le dioxyde de carbone H2/CO2 en entrée du réacteur de l’étape g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène est ajusté entre 1,8 et 3, le rapport molaire entre l’hydrogène et le monoxyde de carbone H2/CO en entrée de l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch est ajusté par une autre partie du flux d’hydrogène issu de l’étape b), et/ou B/ Le flux de dioxyde de carbone issu de l’étape (d) est mélangé avec le flux d’hydrogène issu de l’étape b) et un flux de dioxyde de carbone issu d’une ou plusieurs unités de combustion des effluents gazeux issus des étapes e) et/ou f) et/ou éventuellement a), et éventuellement avec un flux de dioxyde de carbone extérieur au procédé, le mélange desdits flux de dioxyde de carbone et du flux d’hydrogène issu de l’étape b) alimentant l’étape (g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS). Procédé selon la revendication 1 dans lequel ladite étape de prétraitement a) comprend une ou plusieurs unité(s) de combustion de gaz et de préférence des gaz de prétraitement, produit dans ladite étape a) et de préférence dans une opération de traitement thermique a2), dans lesquelles lesdits gaz sont brulés dans une étape de combustion pour produire des fumées de combustion contenant du dioxyde de carbone. Procédé selon l’une des revendications 1 ou 2 dans lequel une étape de combustion de gaz auxiliaire, pouvant être du gaz naturel et/ou une partie ou la totalité des effluents gazeux issus de l’étape e) et/ou f) est également mise en œuvre dans ladite étape a). Procédé selon la revendication 3 dans lequel les étapes de combustion du gaz de prétraitement d’une part et des gaz auxiliaires d’autre part peuvent être réalisées dans une unité de combustion commune ou dans deux unités de combustion distinctes. Procédé selon l’une des revendications 2 à 4 dans lequel la ou les unités de combustion de ladite étape de prétraitement a) sont alimentées par au moins une partie de l’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau ou par un flux d’air éventuellement enrichi oxygène issu de l’étape (b). Procédé selon l’une des revendications 2 à 5 dans lequel la ou les unités de combustion comprennent une étape de refroidissement des fumées de combustion permettant de séparer le dioxyde de carbone de la vapeur d’eau par condensation. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel ladite étape f) d’hydroconversion comprend une ou plusieurs unité(s) de combustion, de préférence située en amont du réacteur d’hydroconversion, dudit effluent gazeux produit dans ladite étape f) et/ou de l’effluent gazeux issu de l’étape e), alimentées par au moins une partie de l’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau ou par un flux d’air éventuellement enrichi oxygène issu de l’étape (b). Procédé selon la revendication 7 dans lequel la ou les unités de combustion comprennent une étape de refroidissement des fumées de combustion permettant de séparer le dioxyde de carbone de la vapeur d’eau par condensation. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel ladite étape g) comprend au moins une unité de combustion, de préférence située en amont du réacteur de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène, alimentée au moins en partie par un combustible étant un gaz et de préférence au moins une partie des effluents gazeux issus de l’étape e) et/ou de l’étape f) et par au moins une partie de l’oxygène issu de l’étape b) d’électrolyse de l’eau ou par un flux d’air éventuellement enrichi oxygène issu de l’étape (b). Procédé selon la revendication 9 dans lequel la ou les unités de combustion de ladite étape g) comprennent une étape de refroidissement des fumées de combustion permettant de séparer le dioxyde de carbone de la vapeur d’eau par condensation et le flux de dioxyde de carbone produit alimente la charge de l’étape (g). Procédé selon l’une des revendications 2 à 10 dans lequel l’eau produite dans l’une quelconque des étapes du procédé, et de préférence l’eau produite dans la ou les unités de combustion de l’étape a) de prétraitement de la biomasse humide et/ou de l’étape d’hydroconversion f), de préférence par condensation des fumées de combustion issues desdites unités de combustion, l’eau produite dans l’étape e) de synthèse Fischer-Tropsch, et l’eau produite dans l’étape g) de conversion du dioxyde de carbone à l’hydrogène (RWGS), est recyclée dans l’étape b) d’électrolyse de l’eau.