Brevet FR3156787A1 — publié le 20250620

La présente invention concerne un procédé de préparation de bis-(2-hydroxyethyl) téréphtalate par dépolymérisation d’une charge plastique comprenant du PET, comprenant : a) une étape de dépolymérisation du PET en présence d’un diol, de sorte à avoir un rapport pondéral entre le diol et le PET de la charge plastique compris entre 0,3 et 8,0, ladite étape a) comprenant une phase réactionnelle opérée entre 150 et 300°C, b) une étape d’évaporation du BHET pour produire un flux riche en BHET et un flux impuretés lourdes, l’étape b) mettant en œuvre un évaporateur comprenant une zone d’évaporation et une zone de soutirage du flux impuretés lourdes, et une section d’évacuation du flux impuretés lourdes située en aval de l’évaporateur, l’évaporateur étant opéré à une pression inférieure ou égale à 0,0010 MPa, et dans laquelle la zone d’évaporation est opérée entre 120 et 300°C et la zone de soutirage du flux impuretés lourdes et la section d’évacuation du flux impuretés lourdes à une température supérieure à 250°C et inférieure ou égale à 300°C. PROCÉDÉ DE RECYCLAGE DE POLYÉTHYLÈNE TÉRÉPHTALATE PAR GLYCOLYSE COMPRENANT UNE EVAPORATION OPTIMISEE DU BHET L’invention concerne un procédé de préparation de bis-(2-hydroxyethyl) téréphtalate (BHET) par dépolymérisation d’une charge plastique comprenant du polyéthylène téréphtalate (PET), ledit BHET obtenu étant en particulier destiné à être (re)polymérisé pour produire un polyester, plus particulièrement du PET (ou rPET), et ainsi participer au recyclage des plastiques à base de PET. Plus particulièrement, l’invention concerne un procédé de préparation de bis-(2-hydroxyethyl) téréphtalate (BHET) à partir d’une charge plastique comprenant du PET, ledit procédé comprenant une étape de glycolyse du PET contenu dans la charge plastique qui alimente ledit procédé et une étape optimisée d’évaporation du BHET généré. Le recyclage des plastiques constitue en enjeu environnemental majeur pour le siècle à venir. Les filières de collecte, qui alimentent les filières de recyclage, sont structurées différemment en fonction des pays. Elles évoluent de manière à maximiser la quantité de plastique valorisé dans les déchets en fonction de la nature et de la quantité des flux et des technologies de tri. Il existe plusieurs voies de recyclage et de valorisation des plastiques issus des filières de collecte et de tri. Il y a tout d’abord le recyclage dit mécanique : le recyclage mécanique permet de réutiliser en partie certains déchets soit directement (après passage à l’état fondu puis mise en forme des thermoplastiques) dans de nouveaux objets, soit en mélangeant les flux de déchets plastiques triés mécaniquement à des flux de polymères vierges. Une autre voie possible est la déformulation des matériaux plastiques, en particulier à base de thermoplastiques : elle consiste à dissoudre le polymère, en particulier le thermoplastique visé, dans un solvant et à éliminer les additifs sans modification des chaînes polymères en utilisant des méthodes de purification non destructives. Le recyclage dit chimique, quant à lui, vise en premier lieu à éliminer les additifs et, en fonction des procédés appliqués, à plus ou moins modifier chimiquement les chaînes polymériques des plastiques considérés (par exemple récupération du polymère intact, dépolymérisation de ce dernier ou obtention de mélanges de composés comprenant du carbone et de l’hydrogène obtenus après une rupture non sélective des chaînes de divers polymères). Ces diverses options mettent en jeu des enchaînements d’étapes généralement complexes. Les plastiques issus de filières de collecte et de tri sont appelés plastiques à recycler. Le PET à recycler peut provenir en particulier, de la collecte de bouteilles, barquettes, films, résines et/ou fibres composées de polyester (comme par exemple des fibres textiles, des fibres de pneus). Le PET à recycler peut être classé en quatre grandes catégories : - le PET clair, constitué majoritairement de PET transparent incolore (en général au moins 60% poids) et de PET transparent azuré, qui ne contient pas de pigments et peut être engagé dans des procédés de recyclage mécanique, - le PET foncé, ou coloré (vert, rouge, ...), qui peut contenir généralement jusqu’à 0,1% poids de colorants ou pigments mais reste transparent, ou translucide ; - le PET opaque, qui contient une quantité significative de pigments à des teneurs variant typiquement entre 0,25 et 5,0% poids pour opacifier le polymère. Le PET opaque est utilisé de manière grandissante par exemple pour la fabrication de contenants alimentaires, comme les bouteilles de lait, dans la composition de flacons cosmétiques, phytosanitaires ou de colorants. Les fibres textiles peuvent aussi être assimilées à cette catégorie de PET opaque ; - le PET multicouches ou en mélange avec des polymères autres que le PET ou une couche de PET recyclé entre des couches de PET vierge (c’est-à-dire PET n’ayant pas subi de recyclage), ou un film d’aluminium par exemple. Le PET multicouches est utilisé après thermoformage pour faire des emballages tels que des barquettes. Le PET en mélange avec d’autres polymères est par exemple utilisé dans l’industrie textile. De manière particulière, la filière de recyclage des flux plastiques issus des filières de collecte et de tri des emballages (ou packaging) comprend en général une première étape de conditionnement sous forme de paillettes au cours de laquelle des balles d’emballage brut sont déconditionnées et les contenants lavés, triés et broyés puis de nouveau purifiés et triés pour produire un flux de paillettes contenant en général moins de 5% massique d’impuretés « macroscopiques » (verre, métaux, autres plastiques, bois, papier carton, éléments minéraux), par exemple moins de 1% massique d’impuretés « macroscopiques » préférentiellement moins de 0,2% massique d’impuretés « macroscopiques » et encore plus préférentiellement moins de 0,05% massique. Les paillettes de PET clair peuvent ensuite subir une étape d’extrusion-filtration permettant de produire des extrudés qui sont ensuite réutilisables en mélange avec du PET vierge pour faire de nouveaux produits (bouteilles, fibres, films). Une étape de polymérisation sous vide à l’état solide (connu sous l’acronyme SSP pour Solid State Polymerization selon le terme anglosaxon) est nécessaire pour les usages alimentaires. Ce type de recyclage correspond à du recyclage mécanique. Les paillettes de PET foncé (ou coloré) sont également recyclables mécaniquement. Cependant, la coloration des extrudés formés à partir des flux colorés limite les usages : le PET foncé est le plus souvent utilisé pour produire des fibres ou des lanières d’emballage. Les débouchés sont donc plus limités par rapport à ceux du PET clair. La présence de PET opaque contenant des pigments à des teneurs importantes, dans le PET à recycler, pose des problèmes aux recycleurs car le PET opaque altère les propriétés mécaniques du PET recyclé. Le PET opaque est actuellement collecté avec le PET coloré et se retrouve dans le flux de PET coloré. Compte tenu du développement des usages du PET opaque, les teneurs en PET opaque dans le flux de PET coloré à recycler sont actuellement comprises entre 5-20% poids et ont tendance à augmenter encore. D’ici quelques années, il sera possible d’atteindre des teneurs en PET opaque dans le flux de PET coloré supérieures à 20-30% poids. Or il a été montré qu’au-delà de 10-15% de PET opaque dans les flux de PET coloré, les propriétés mécaniques du PET recyclé sont altérées (cf. « Impact du développement du PET opaque blanc sur le recyclage des emballages en PET », note préliminaire du COTREP du 5/12/13) et empêchent le recyclage sous forme de fibres, principal débouché de la filière pour le PET coloré. Les colorants sont des substances naturelles ou synthétiques, solubles notamment dans la matière polyester et utilisés pour colorer la matière dans laquelle ils sont introduits. Les colorants généralement utilisés sont de différentes natures et contiennent souvent des hétéroatomes de type O et N, et des insaturations conjuguées, comme par exemple des fonctions quinone, methine, azo, ou des molécules comme la pyrazolone et la quinophtalone. Les pigments sont des substances finement divisées, insolubles en particulier dans la matière polyester, utilisés pour colorer et/ou opacifier la matière dans laquelle ils sont introduits. Les principaux pigments utilisés pour colorer et/ou opacifier les polyesters, en particulier le PET, sont des oxydes métalliques comme TiO 2 , CoAl 2 O 4 , Fe 2 O 3 , des silicates, des polysulfides, et du noir de carbone. Les pigments sont des particules de taille comprise généralement entre 0,1 et 10 µm, et en majorité entre 0,4 et 0,8 µm. L’élimination totale de ces pigments par filtration, nécessaire pour envisager un recyclage du PET opaque, est techniquement difficile car ils sont extrêmement colmatants. Le recyclage mécanique des PET colorés et opaques est donc extrêmement délicat. Le recyclage chimique de polyester, en particulier du polyéthylène téréphtalate (PET), a fait l’objet de nombreux travaux visant à décomposer le polyester récupéré sous forme de déchets en monomères qui pourront de nouveau être utilisés comme charge d’un procédé de polymérisation. La demande de brevet US 2004/0147624 décrit une méthode de préparation de BHET purifié par décomposition de polyester en présence d’éthylène glycol (c’est-à-dire de dépolymérisation par glycolyse du polyester). Plus particulièrement, le document US 2004/0147624 décrit un procédé de production de BHET purifié à partir de bouteilles de PET (PET clair et PET coloré), comprenant une étape de dépolymérisation du PET en présence d’éthylène glycol, suivie d’une succession d’étapes de purification de l’effluent réactionnel par filtration, par contact avec des résines échangeuses d’ions et des adsorbants, par cristallisation, puis enfin par évaporation du BHET dans un évaporateur moléculaire de type film-tombant opéré à une température 208°C et une pression de 13 Pa, et avec un condenseur interne à 118°C. La demande US 2004/0147624 ne mentionne pas la récupération d’un flux de résidus au niveau de l’étape d’évaporation et donc encore moins les problèmes d’encrassement du système de récupération dudit flux et a fortiori les solutions pour limiter cet encrassement. Le brevet JP3715812 décrit l'obtention de BHET raffiné à partir de PET sous forme de paillettes, par dépolymérisation par glycolyse des paillettes de PET suivie d’une étape de pré-purification de l’effluent réactionnel par refroidissement, filtration, adsorption et traitement sur résine échangeuse d’ions, ladite étape de pré-purification étant présentée comme très importante et réalisée avant l’évaporation du glycol puis l’évaporation du BHET opérée entre 190°C et 250°C sous vide (entre 0,1 et 0,5 mmHg c’est-à-dire entre environ 13 Pa et environ 67 Pa ou encore entre environ 0,13 mbar et 0,67 mbar). Le brevet JP3715812 explique que la pré-purification permet d’éviter la re-polymérisation du BHET dans les étapes subséquentes d’évaporation. Les demandes de brevets coréennes KR20230069611 et KR20230127720 décrivent elles-aussi des procédés pour obtenir du BHET purifié à partir de déchets de PET, comprenant une étape d’évaporation du BHET. Ces demandes coréennes divulguent que l’évaporation du BHET est réalisée de préférence par évaporation à film mince dans un évaporateur dont la pression interne est par exemple entre 0,005 Torr et 5,0 Torr (soit entre environ 0,0067 mbar et environ 6,7 mbar) et dont la température interne du film mince dans la partie supérieure de l’évaporateur est à une température supérieure ou égale à 100°C et inférieure ou égale à 250°C, et de préférence entre 150°C et 250°C ou 180°C et 220°C. Les demandes KR20230069611 et KR20230127720 expliquent que l’évaporation du BHET permet d’éliminer les dimères et trimères de BHET. Le document FR 3053691 A1 décrit un procédé de dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du PET opaque et en particulier de 0,1 à 10% poids de pigments, par glycolyse en présence d’éthylène glycol. Un effluent de bis-(2-hydroxyethyl) téréphtalate (BHET) purifié est obtenu après des étapes de séparation et de purification : la séparation d’au moins une partie l’éthylène glycol, puis l’évaporation du BHET généré et enfin la décoloration du flux de BHET récupéré, par exemple par adsorption. L’étape d’évaporation du BHET est opérée sous vide, à une température inférieure ou égale à 250°C, et avec un temps de séjour court (inférieur ou égal à 10 minutes), et permet de récupérer un flux de BHET, qui subit ensuite une étape de décoloration, et un flux de résidus comprenant des composés lourds, comme des oligomères du PET non entièrement convertis lors de la dépolymérisation ou générés lors des étapes d’évaporation. Le document FR 3105236 décrit un perfectionnement de procédé de dépolymérisation par glycolyse d’une charge polyester comprenant du PET et en particulier celui du document FR 3053691. Le perfectionnement consiste notamment à recycler un effluent comprenant au moins une fraction des résidus oligomères, séparés lors d’une étape en aval de la dépolymérisation, en présence de diol, en amont de l’étape de dépolymérisation. Si le document FR 3105236 explique que le recyclage d’au moins une fraction des résidus en présence de diol permet, outre l’augmentation du rendement global du procédé, de simplifier l’opérabilité de transport de ladite fraction des résidus vers la section réactionnelle, il reste silencieux quant à d’éventuels problèmes d’encrassement de l’évaporateur et a fortiori quant aux solutions permettant d’y remédier. La présente invention cherche à perfectionner les procédés de préparation de BHET par dépolymérisation par glycolyse d’une charge polyester, de l’art antérieur. Plus particulièrement, la présente invention cherche à améliorer l’étape d’évaporation du monomère BHET, de manière à limiter l’encrassement et donc les problèmes de bouchage dans l’évaporateur, en particulier au niveau de la zone de soutirage des résidus, et de préférence dans la ligne de soutirage située en aval. La présente invention concerne un procédé de procédé de préparation de bis-(2-hydroxyethyl) téréphtalate BHET par dépolymérisation d’une charge plastique comprenant du polyéthylène téréphtalate PET, ledit procédé comprenant : a) une étape de dépolymérisation du PET de la charge plastique, en présence d’un diol, avec une quantité de diol ajustée de sorte à avoir un rapport pondéral entre la quantité de diol et la quantité de PET contenu dans la charge plastique entre 0,3 et 8,0, ladite étape de dépolymérisation comprenant une phase réactionnelle opérée à une température entre 150 et 300°C, ladite étape de dépolymérisation produisant un effluent réactionnel comprenant du BHET, b) une étape d’évaporation du BHET pour produire un flux riche en BHET et un flux impuretés lourdes, ladite étape d’évaporation mettant en œuvre i) un évaporateur ayant une paroi avec une surface interne et une surface externe et comprenant une zone d’évaporation et une zone de soutirage du flux impuretés lourdes, et ii) une section d’évacuation du flux impuretés lourdes située en aval de la zone de soutirage du flux impuretés lourdes de l’évaporateur, l’évaporateur étant opéré à une pression inférieure ou égale à 0,0010 MPa, et dans laquelle : la zone d’évaporation de l’évaporateur est opérée à une température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur au niveau de la zone d’évaporation inférieure ou égale à 300°C et supérieure ou égale à 120°C et la zone de soutirage du flux impuretés lourdes et la section d’évacuation du flux impuretés lourdes étant opérées à une température de chauffe supérieure à 250°C et inférieure ou égale à 300°C. Le procédé selon l’invention permet de limiter l’encrassement de l’évaporateur utilisé pour évaporer le BHET généré lors de l’étape de dépolymérisation par glycolyse du PET d’une charge plastique, par exemple de déchets plastiques, en particulier au niveau de la zone de soutirage des résidus (qui comprennent majoritairement des impuretés lourdes, en particulier denses et/ou dont la masse molaire est supérieure à celle du BHET visé), et de la ligne de soutirage située en aval de l’évaporateur. Ainsi, en limitant l’encrassement de l’évaporateur, la présente invention permet de réduire les arrêts de fonctionnement de l’unité d’évaporation du BHET et participe donc à l’optimisation du procédé global tant d’un point de vue technique qu’économique. Selon l’invention, le polyéthylène téréphtalate ou poly(téréphtalate d’éthylène), nommé encore simplement PET, a un motif élémentaire de répétition de formule : Classiquement, le PET est obtenu par polycondensation de l'acide téréphtalique (PTA), ou du diméthyle téréphtalate (DMT), avec l'éthylène glycol. Dans la suite du texte, l’expression « par moles de diester dans ladite charge plastique » correspond au nombre de moles de motif –[O-CO-O-(C 6 H 4 )-CO-O-CH 2 -CH 2 ]- dans la charge plastique, et qui est notamment le motif diester issu de la réaction du PTA et de l’éthylène glycol. Dans la suite de la description, le terme « monomère » ou « monomère BHET » ou encore « BHET » désigne le bis(2-hydroxyéthyl) téréphtalate (BHET) de formule chimique HOC 2 H 4 -CO 2 -(C 6 H 4 )-CO 2 -C 2 H 4 OH, dans laquelle -(C 6 H 4 )- représente un cycle aromatique, et qui est notamment le motif diester issu de la réaction d’estérification du PTA avec de l’éthylène glycol. Le terme « oligomère » désigne typiquement un polymère de petite taille, constitué généralement de 2 à 20 motifs élémentaires de répétition, par exemple entre 2 et 5, motifs élémentaires de répétition. Dans la présente description, le terme « oligomère », « oligomère de PET », « oligomère d’ester » ou « oligomère de BHET » sont utilisés indifféremment et désigne un oligomère d’ester téréphtalate, comprenant entre 2 et 20, de préférence entre 2 et 5, motifs élémentaires de répétition de formule –[O-CO-(C 6 H 4 )-CO-O-C 2 H 4 ]-, avec -(C 6 H 4 )- un cycle aromatique. Dans la présente description, les termes « diol » et « glycol » sont utilisés indifféremment et correspondent à des composés comprenant 2 groupements hydroxyle –OH et comprenant de préférence entre 2 et 12 atomes de carbone, préférentiellement entre 2 et 8 atomes de carbone. Le diol préféré est l’éthylène glycol, encore appelé mono-éthylène glycol ou MEG. Le flux diol, mis en jeu dans les étapes du procédé de l’invention, comprend, de préférence consiste en, le diol avantageusement défini plus haut. Le flux diol comprend préférentiellement au moins 95% poids de diol. De manière très préférée, le flux diol comprend au moins 95% poids d’éthylène glycol. Les termes « amont » et « aval » sont à comprendre en fonction de l’écoulement général du flux dans le procédé. Selon la présente invention, les pressions sont des pressions absolues et sont données en MPa absolus (ou MPa abs.) ou en mbar absolus (ou mbar abs). Selon l’invention, les temps et durées sont exprimés en heures (h), en minutes (min) et/ou en secondes (sec). Dans la présente description, 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 le sens de la présente invention, les différentes plages de paramètres pour une étape donnée tels que les plages de pression et les plages température peuvent être utilisées seule ou en combinaison. Par exemple, dans le sens de la présente invention, une plage de valeurs préférées de pression peut être combinée avec une plage de valeurs de température plus préférées. Dans la suite, des modes de réalisation particuliers de l’invention peuvent être décrits. Ils pourront être mis en œuvre séparément ou combinés entre eux, sans limitation de combinaisons lorsque c’est techniquement réalisable. Charge Le procédé selon l’invention est alimenté par une charge plastique comprenant au moins polyéthylène téréphtalate (PET). Ladite charge plastique est avantageusement une charge plastique à recycler, notamment issue des filières de collecte et de tri des déchets. Ladite charge plastique peut provenir, par exemple, de la collecte de bouteilles, barquettes, films, résines et/ou fibres constitués de polyéthylène téréphtalate pur ou en mélange. Avantageusement, la charge plastique comprend au moins 50 % poids, de préférence au moins 70% poids, de manière préférée au moins 90 % poids de polyéthylène téréphtalate (PET). En particulier, la charge plastique comprend au moins un PET choisi parmi le PET clair, coloré, opaque, foncé, multicouche et leurs mélanges. Selon un mode de réalisation particulier, la charge plastique comprend au moins 10% en poids de PET opaque, de manière très préférée au moins 15% poids de PET opaque, ledit PET opaque étant avantageusement du PET opaque à recycler c’est-à-dire issu des filières de collecte et de tri. La charge plastique peut comprendre de 0,1% à 10% poids de pigments, avantageusement de 0,1 à 5% poids. Elle peut également comprendre notamment de 0,01% à 5% poids de colorants, en particulier 0,05% à 1% poids de colorants, de préférence de 0,05 à 0,2% poids de colorants. Dans les filières de collecte et de tri, les déchets plastiques emballages (ou packaging) sont lavés et broyés avant de constituer la charge plastique du procédé selon l’invention. Les déchets de textiles polyester peuvent être délissés (points durs comme les boutons et fermetures éliminés) avant d’être déchiquetés et éventuellement densifiés (ou mis en forme) sous forme de granulés ou de popcorn de manière à pouvoir être introduits mécaniquement dans le procédé selon l'invention. La charge plastique peut donc être, en tout ou partie, sous forme de granules ou paillettes (flakes selon le terme anglosaxon), dont la plus grande longueur est inférieure à 10 mm, préférentiellement comprise entre 5 et 25 mm ou sous forme de solide micronisé c’est-à-dire sous forme de particules de préférence ayant une taille comprise entre 10 microns et 1 mm. Selon un mode de réalisation particulier, la charge plastique comprend des déchets textiles polyester qui peuvent être prétraités, par exemple délissés et déchiquetés, et éventuellement densifiés sous forme de granulés ou de popcorn. La charge plastiques peut, en outre, comprendre du polyester, en particulier du PET, issu des rebuts de production des procédés de polymérisation et/ou de transformation de la matière polyester. La charge plastique peut également comprendre des impuretés « macroscopiques », de préférence moins de 5% poids, préférentiellement moins de 3 % poids d’impuretés « macroscopiques », comme du verre, du métal, des plastiques autres que polyester (par exemple PP, PEHD…), du bois, du papier carton, des éléments minéraux. Ladite charge polyester peut également être, en tout ou partie, sous forme de fibres, telles que des fibres textiles, éventuellement prétraitées pour éliminer des fibres de coton, de polyamide, ou tout autre fibre textile autre que polyester, ou telles que des fibres de pneus, éventuellement prétraitées pour éliminer notamment des fibres polyamide ou des résidus de caoutchouc ou de polybutadiène. La charge plastique peut également comprendre des éléments, par exemple des éléments métalliques, utilisés comme catalyseurs de polymérisation et comme agents stabilisants dans les procédés de production de PET, tels que l’antimoine, le titane, l’étain. Étape a) de dépolymérisation Le procédé selon l’invention comprend une étape de dépolymérisation du PET contenu dans la charge plastique, en présence d’un diol et de préférence en présence d’éthylène glycol, pour produire un effluent réactionnel comprenant du BHET. La réaction mise en œuvre à l’étape a) correspond à une réaction de dépolymérisation du PET par glycolyse. L'étape a) de dépolymérisation comprend avantageusement une phase réactionnelle. L‘étape a) est avantageusement alimentée en ladite charge plastique et en au moins un flux diol, de préférence un flux d’éthylène glycol. La quantité de diol introduit à l’étape a), et en particulier présente à la phase réactionnelle de l’étape a), est ajustée de sorte à avoir un rapport pondéral entre la quantité pondérale de diol, de préférence d’éthylène glycol, présente à la phase réactionnelle de l’étape a), par rapport à la quantité pondérale de PET contenu dans charge plastique entre 0,3 et 8,0, de préférence entre 1,0 et 7,0, de manière préférée entre 1,5 et 6,0. En d’autres termes, l’étape a) de dépolymérisation est alimentée par la charge plastique et par au moins un flux de diol, de sorte que le rapport molaire entre la quantité totale de moles de diol, de préférence d’éthylène glycol, introduit à l’étape a), et donc présente à la phase réactionnelle de a), par rapport à la quantité totale de moles de motifs diester du PET contenu dans la charge plastique est compris respectivement entre 0,9 et 24,0, de préférence entre 3,0 et 21,0, de manière préférée entre 4,5 et 18,0. Avantageusement, ladite phase réactionnelle de l’étape a) de dépolymérisation peut mettre en œuvre une ou plusieurs sections réactionnelles, de préférence au moins deux sections réactionnelles, de manière préférée entre deux et quatre sections réactionnelles, fonctionnant de préférence en série. Chaque section réactionnelle comprend avantageusement un réacteur, plus particulièrement tout type de réacteur connu de l’homme du métier permettant de réaliser une réaction de dépolymérisation ou de transestérification, et de préférence un réacteur agité par un système d’agitation mécanique ou/et par boucle de recirculation ou/et par fluidisation. Dans chaque section réactionnelle, le réacteur peut éventuellement comprendre un fond conique permettant de purger les impuretés. De manière préférée, l’étape b) de dépolymérisation met en œuvre au moins deux sections réactionnelles, de préférence entre deux et quatre sections réactionnelles, fonctionnant en série, la(ou les) section(s) réactionnelle(s) à partir de la deuxième section réactionnelle étant opérée à une température identique ou différente entre elles, et de préférence inférieure ou égale à la température de la première section réactionnelle, de préférence inférieure et préférentiellement inférieure de 10 à 50°C, voire inférieure de 20 à 40°C, par rapport à la température de la première section réactionnelle. Avantageusement, la phase réactionnelle de l’étape a) est opérée à une température entre 150 et 300°C, de préférence entre 170 et 290°C, de manière préférée entre 180 et 270°C, en particulier en phase liquide. La pression d’opération de la phase réactionnelle de l’étape a) est avantageusement ajustée de manière à maintenir le système réactionnel en phase liquide, l’expression « système réactionnel » signifiant l’ensemble des constituants et phases présents au sein de ladite phase réactionnelle de l’étape a). De préférence, la phase réactionnelle de l’étape a) est opérée à une pression d’au moins 0,1 MPa, préférentiellement au moins 0,4 MPa, et de préférence inférieure à 5 MPa. De manière préférée, la phase réactionnelle de l’étape a) est opérée avec un temps de séjour compris entre 0,1 et 10 heures, de préférence entre 0,25 et 8 heures, entre 0,5 et 6 heures. Le temps de séjour dans la phase réactionnelle de l’étape a) est défini ici comme le rapport du volume de liquide présent dans la phase réactionnelle, c’est-à-dire le volume total de système réactionnel, par rapport au débit volumique du flux sortant de ladite phase réactionnelle. Ainsi, si la phase réactionnelle de l’étape b) met en œuvre plusieurs réacteurs de préférence en série, le temps de séjour dans la phase réactionnelle est alors défini comme le rapport du volume total de liquide présent dans tous les réacteurs mis en œuvre en particulier en série, par rapport au débit volumique du flux sortant du dernier réacteur de la série. Un catalyseur de dépolymérisation peut éventuellement alimenter l’étape a) de dépolymérisation. Lorsqu’un catalyseur de dépolymérisation est introduit à l’étape a), ledit catalyseur de dépolymérisation peut être homogène ou hétérogène et choisi parmi les catalyseurs d’estérification connus de l’homme du métier tels que les complexes oxydes et sels d’antimoine, d’étain, de titane, les alkoxydes de métaux des groupes (I) et (IV) de la classification périodique des éléments, les peroxydes organiques, les oxydes métalliques acido-basiques. Un catalyseur hétérogène préféré comprend avantageusement au moins 50% masse par rapport à la masse totale du catalyseur, préférentiellement au moins 70% masse, avantageusement au moins 80% masse, très avantageusement au moins 90% masse, et de façon encore plus avantageuse au moins 95% masse d’une solution solide constituée d’au moins un spinelle de formule Z x Al 2 O (3+x) dans laquelle x est compris entre 0 (borne exclue) et 1, et Z est choisi parmi Co, Fe, Mg, Mn, Ti, Zn, et comprenant au plus 50% masse d’alumine et d’oxyde de l’élément Z. Ledit catalyseur hétérogène préféré contient avantageusement au plus 10% masse de dopants choisis parmi le silicium, le phosphore et le bore pris seul ou en mélange. Par exemple, et de manière non limitative, ladite solution solide peut être constituée d’un mélange de spinelle ZnAl 2 O 4 et de spinelle CoAl 2 O 4 , ou bien être constituée d’un mélange de spinelle ZnAl 2 O 4 , de spinelle MgAl 2 O 4 et de spinelle FeAl 2 O 4 , ou bien être constituée uniquement de spinelle ZnAl 2 O 4 . Un catalyseur homogène peut être choisi parmi les amines, de préférence les mono et di-amines tertiaires, comme par exemple la tetraméthyléthylènediamine (TMEDA), la pentaméthyldiéthylènetriamine (PMDETA), la triméthyl triaza cyclononane (TACN), la triéthylamine (TEA), la 4-(N,N-diméthylamino) pyridine (DMAP), la 1,4-diazabicyclo (2,2,2)octane (DABCO), la N-méthyl imidazole (NMI), et les hydroxydes d’alcalin ou alcalino-terreux, comme par exemple Mg(OH) 2 et NaOH, peut être ajouté à l’étape b) de dépolymérisation. Un catalyseur homogène préféré peut être choisi parmi les acétates, carbonates, oxydes, hydroxydes, et leurs dérivés, d'un métal, le métal pouvant être un métal alcalin, un métal alcalino-terreux ou un métal de transition. Selon un mode de réalisation, l’étape de dépolymérisation est réalisée sans ajouter de catalyseur externe à la charge plastique. La phase réactionnelle de l’étape de dépolymérisation peut être réalisée en présence d’un agent adsorbant solide sous forme de particules, par exemple sous forme de poudre ou mis en forme en particulier sous forme de granulés, de manière à capter au moins une partie des impuretés en particulier des colorants, soulageant ainsi les éventuelles étapes ultérieures de purification. Ledit agent adsorbant solide est avantageusement un charbon actif. La réaction de dépolymérisation permet avantageusement de convertir le PET de la charge plastique en au moins le monomère bis(2-hydroxyethyl) téréphtalate (BHET) et des oligomères de BHET. La conversion du PET de la charge plastique à l’étape a) de dépolymérisation est supérieure à 50 %, de préférence supérieure à 70 %, de manière préférée supérieure à 85 %. Le rendement molaire en monomère BHET est supérieur à 50 %, de préférence supérieur à 70 %, de manière préférée supérieur à 80 %. Le rendement molaire en monomère BHET correspond au débit molaire de BHET en sortie de l’étape a) par rapport au débit molaire de diester (c’est-à-dire de motifs diester) dans le PET de la charge plastique qui alimente l’étape b). Une boucle interne de recirculation peut être avantageusement mise en œuvre à l’étape a) : une fraction du système réactionnel de la phase réactionnelle est soutirée, puis filtrée et enfin réinjectée dans la phase réactionnelle de l’étape a). L’étape a) peut mettre en œuvre plusieurs boucles de recirculation. Par exemple, lorsque la phase réactionnelle de l’étape a) met en œuvre plusieurs sections réactionnelles, ladite phase réactionnelle peut mettre en œuvre plusieurs boucles de recirculation et chacune des boucles de recirculation peut effectuer un soutirage dans une section réactionnelle et une réinjection dans la même section réactionnelle ou dans une section réactionnelle différente. Cette (ces) boucle(s) de recirculation interne(s) permet(tent) d’éliminer les impuretés solides, en particulier les impuretés « macroscopiques », éventuellement introduites avec la charge plastique. L'étape a) de dépolymérisation comprend éventuellement une phase de conditionnement de la charge plastique, située en amont de la phase réactionnelle. Lorsque l’étape a) du procédé selon l’invention comprend une phase de conditionnement, cette dernière est avantageusement alimentée par la charge plastique et éventuellement par au moins un flux de diol, et permet de produire un flux de charge conditionnée. Ladite phase de conditionnement permet en particulier de chauffer et de mettre en pression ladite charge plastique aux conditions opératoires de la phase réactionnelle de l’étape de dépolymérisation. Plus particulièrement, lorsqu’elle est intégrée à l’étape a), la phase de conditionnement de l’étape a) peut comprendre une phase de chauffe pour fondre au moins en partie la charge plastique et/ou une phase de pré-mélange pour mélanger la charge plastique éventuellement au moins en partie fondue avec au moins une partie du diol présent à la phase réactionnelle de l’étape a) de dépolymérisation. Avantageusement, pendant la phase chauffe de l’éventuelle phase de conditionnement, la charge plastique est progressivement chauffée de préférence à une température proche voire légèrement supérieure à la température de fusion du PET contenu dans ladite charge plastique, de manière à le rendre au moins en partie liquide. Avantageusement, au moins 70% poids du PET de la charge plastique, très avantageusement au moins 80% poids, de préférence au moins 90% poids, préférentiellement au moins 95% poids du PET de la charge plastique, voire la totalité du PET de la charge plastique, est fondu et sous forme liquide à l’issue de l’éventuelle phase de conditionnement de l’étape a). Pendant la phase de pré-mélange de la phase de conditionnement, au moins une fraction du diol total présent à la phase réactionnelle de l’étape a) est introduit, en particulier sous forme de un ou plusieurs flux de diol, et mélangé avec la charge plastique, éventuellement au moins en partie fondue. Selon un mode de réalisation et lorsque l’étape a) comprend une phase de conditionnement avec une phase de pré-mélange, une fraction seulement du diol total présent à la phase réactionnelle de l’étape a) est introduit à la phase de pré-mélange et la seconde fraction alimente la phase réactionnelle. Selon un autre mode de réalisation et lorsque l’étape a) comprend une phase de conditionnement avec une phase de pré-mélange, la totalité du diol total présent à la phase réactionnelle de l’étape a) est introduit à la phase de pré-mélange. La phase de conditionnement de l’étape a) est avantageusement mise en œuvre à une température comprise entre 150 et 300°C, de préférence entre 225 et 275°C, de manière préférée entre 250 et 290°C. Cette température est maintenue la plus faible possible pour minimiser la dégradation thermique du polymère PET, et peut être avantageusement suffisante pour fondre au moins en partie le PET de la charge plastique. La phase de conditionnement peut être opérée sous atmosphère inerte pour limiter l’introduction d’oxygène dans le système et l’oxydation de la charge plastique. Avantageusement, la phase de conditionnement de l’étape a) est mise en œuvre à une pression de préférence entre la pression atmosphérique (c’est-à-dire 0,1 MPa) et 20 MPa, de préférence entre 0,15 MPa et 10 MPa. La phase de conditionnement de l’étape a) peut mettre en œuvre tout type d’équipements connus de l’Homme du métier pour chauffer et mettre en pression une charge plastique et/ou pour mélanger ladite charge plastique avec un solvant, en particulier du diol. Par exemple, la phase de conditionnement, lorsqu’elle est intégrée à l’étape a) peut mettre en œuvre une extrudeuse, en particulier mono-vis ou bi-vis, des systèmes d’alimentation en solide et en liquide, un ou des mélangeurs statique(s) ou dynamique(s). Elle peut également mettre en œuvre une capacité batch, semi-batch ou continue de fusion du PET qui permet d’alimenter avec un débit et une température contrôlée la phase réactionnelle. Lorsqu’elle est intégrée à l’étape a), une charge conditionnée, avantageusement au moins en partie sous forme liquide, est obtenue à l’issue de la phase de conditionnement et alimente la phase réactionnelle. Lorsque l’étape a) ne comprend pas de phase de conditionnement, la phase réactionnelle est directement alimentée par la charge plastique et la totalité du diol. Avantageusement, l’étape a) de dépolymérisation permet d’obtenir un effluent réactionnel comprenant du BHET. Étape a’) optionnelle de pré-purification De manière optionnelle, le procédé selon l’invention peut comprendre une étape de pré-purification de l’effluent réactionnel, située en aval de l’étape de dépolymérisation et en amont de l’étape b) d’évaporation du BHET. Cette étape intermédiaire permet d’éliminer au moins une partie des composés autres que le BHET visé et présents dans l’effluent réactionnel, comme du diol en particulier de l’éthylène glycol, des impuretés solides (impuretés macroscopiques, pigments, charges inorganiques, etc), des colorants, des catalyseurs de polymérisation et/ou dépolymérisation, l’éthylène glycol, etc. Cette étape optionnelle de pré-purification de l’effluent réactionnelle permet d’obtenir un effluent pré-purifié, comprenant le BHET généré lors de l’étape a) de dépolymérisation. Lorsqu’elle est intégrée au procédé, c’est l’effluent pré-purifié qui alimente l’étape b) d’évaporation ; sinon (c’est-à-dire lorsque le procédé ne comprend pas d’étape a’) optionnelle, c’est l’effluent réactionnel issu de l’étape a) qui alimente l’étape b). En particulier, ladite étape de pré-purification optionnelle peut comprendre une ou plusieurs sous-étapes choisies parmi : - au moins une filtration, par exemple au moyen d’un ou plusieurs filtre(s), en série ou non, de taille de maille pouvant être entre 1 et 1000 µm, de préférence entre 1 et 500 µm, par exemple entre 1 et 250 µm ; - une précipitation d’impuretés (telles que des pigments ou colorants), par exemple par refroidissement de l’effluent réactionnel éventuellement filtré, puis par filtration de l’effluent refroidi en particulier par passage sur un filtre de taille par exemple entre 1 et 50 µm, et préférentiellement entre 1 et 10 µm ; - une adsorption, par contact avec au moins un adsorbant, par exemple choisi parmi les charbons actifs, les alumines et les argiles ; - un traitement ionique par contact avec au moins une résine échangeuse d’ions, en particulier avec au moins une résine échangeuse de cations et/ou avec au moins une résine échangeuse d’anions ; - une cristallisation et/ou précipitation du BHET, par exemple par refroidissement et/ou contact avec un solvant (par exemple de l’eau), avantageusement suivie d’une séparation solide-liquide par exemple par filtration ; - une séparation du diol, en particulier par séparation gaz-liquide, voire une succession de séparation gaz-liquide, la phase liquide récupérée comprenant le BHET, la phase gaz comprenant le diol. L’Homme du métier saura choisir la ou les méthodes de purification les mieux adaptées pour cette étape optionnelle de pré-purification. Il pourra par exemple choisir parmi les étapes de purification divulguées dans le document US2004/0147624, du brevet JP3715812, du brevet FR3053691 et/ou les demandes KR20230069611 et KR20230127720. Étape b) d’évaporation du monomère BHET Le procédé selon l’invention comprend une étape b) d’évaporation du BHET avantageusement généré pendant l’étape a) de dépolymérisation, pour produire un flux riche en BHET et un flux impuretés lourdes. Cette étape b) d’évaporation du BHET a pour objectif de séparer tout ou partie du monomère BHET, qui est vaporisé, des oligomères, non convertis entièrement, éventuellement du polymère PET non converti, et également des impuretés, comme les pigments, d’autres polymères éventuellement présents, des catalyseurs de polymérisation et éventuellement des catalyseurs de dépolymérisation, tout en minimisant la perte en monomères par re-polymérisation. Le terme « riche en BHET » signifie ici que le flux considéré comprend du BHET à une concentration plus élevée que la concentration en BHET du flux qui alimente l’étape b). De préférence, ledit flux riche en BHET comprend au moins 50% poids de monomère BHET, de préférence au moins 70% poids de monomère BHET, préférentiellement au moins 80% poids de monomère BHET, de manière préférée au moins 90% poids de monomère BHET, par rapport au poids total dudit flux riche en BHET. Le flux riche en BHET peut éventuellement comprendre des impuretés résiduelles comme des colorants, et/ou d’autres monomères comme le 2-(2-hydroxyéthoxy) éthyle 2-hydroxyéthyle téréphtalate (BHETdeg), le mono-2-hydroxyéthyl)téréphtalate, l’acide téréphtalique ou le bis(2-hydroxyéthyl) isophtalate (BHEI), des dimères ou trimères de BHET, ou encore des composés consistant en particulier à du monomère BHET altéré par exemple par des réactions de dégradation thermique ou thermo-oxydative. De préférence, le flux impuretés lourdes comprend des composés lourds, en particulier des oligomères de PET non convertis entièrement, du polymère PET non converti, des impuretés, en particulier des impuretés lourdes, comme des pigments, d’autres polymères éventuellement présents en particulier dans la charge plastique (notamment des polymères de nature différente que celle du PET), des catalyseurs de polymérisation et éventuellement des catalyseurs de dépolymérisation. De manière préférée, le flux impuretés lourdes peut comprendre au moins 15% poids de composés lourds, en particulier au moins 25% poids de composés lourds, voire au moins 40% poids de composés lourds, par rapport au poids total dudit flux impuretés lourdes. Le flux impuretés lourdes peut également comprendre du monomère BHET, non séparé. Selon l’invention, l’étape b) met avantageusement en œuvre un évaporateur et une section d’évacuation du flux impuretés lourdes. La section d’évacuation du flux impuretés lourdes est avantageusement située en aval de l’évaporateur et permet en particulier l’évacuation du flux impuretés lourdes vers l’extérieur de l’évaporateur ; elle peut correspondre par exemple à une ligne de circulation du flux située en aval de l’évaporateur et qui permet le soutirage dudit flux. Plus particulièrement, l’évaporateur de l’étape b) est un dispositif apte à séparer un flux, de préférence sous forme liquide en entrée dudit dispositif, par évaporation d’au moins une fraction dudit flux, de préférence sous forme de film le long des parois dudit dispositif, et étant de manière préférée opéré sous vide. De préférence, ledit évaporateur mis en œuvre à l’étape b) est tout équipement connu de l’Homme du métier permettant une telle séparation, en particulier tout type d’évaporateur muni d’une paroi latérale chauffée et équipé d’un rotor interne, ledit rotor étant connu pour limiter l’épaisseur du film sur la paroi chauffée. Ledit évaporateur comprend de préférence une zone de condensation, située à l’intérieur ou à l’extérieur de l’évaporateur (c’est-à-dire de de l’enceinte ou du volume de l’évaporateur, enceinte/volume délimité/e par la paroi interne dudit évaporateur). Ce type d’évaporateur permet de réduire le temps de séjour et de maximiser la surface d’évaporation. Ce type d’évaporateurs permet avantageusement de réduire le temps de séjour des produits d’intérêt à l’intérieur de l’évaporateur, et donc à des températures élevées, et de maximiser la surface d’évaporation. De manière très particulière, l’évaporateur mis en œuvre à l’étape b) est avantageusement un évaporateur à film (ou couche) mince (Thin Film Evaporator ou TFE selon le terme anglosaxon), un évaporateur à court trajet (Short Path Evaporator ou SPE selon le terme anglosaxon). Il est connu de l'Homme du métier que la différence entre l’évaporateur à film ou couche mince et l’évaporateur à court trajet réside dans la localisation de la zone de condensation du flux évaporé qui se situe hors de l’équipement comprenant la zone d’évaporation dans le cas de l’évaporateur à film ou couche mince (TFE) et qui se situe à l’intérieur de l’équipement qui comprend la zone d’évaporation dans le cas de l’évaporateur à court trajet (SPE). L‘évaporateur court-trajet peut également être appelé distillateur court-trajet (SPD pour Short Path Distillator selon la dénomination anglosaxonne). L’évaporateur mis en œuvre à l’étape b) peut également être un évaporateur à film tombant (Falling Film Evaporator selon le terme anglosaxon) ou un évaporateur à film raclé (Wiped Film Evaporator selon le terme anglosaxon). La zone de condensation du flux évaporé peut être opéré à une température entre 100°C et 170°C, préférentiellement entre 110 et 150°C et de manière préférée entre 115°C et 140°C. Plus particulièrement, l’évaporateur mis en œuvre à l’étape b) a une paroi avec une surface interne et une surface externe. La surface interne de la paroi de l’évaporateur peut être définie comme la surface de la paroi qui délimite un volume, appelé volume interne de l’évaporateur, à l’intérieur duquel est réalisée avantageusement l’évaporation du BHET et la séparation. La surface interne de la paroi de l’évaporateur peut aussi être définie comme la surface de la paroi de l’évaporateur dont au moins une partie est en contact avec au moins le flux d’impuretés lourdes. A contrario, la surface externe de la paroi de l’évaporateur est la surface de la paroi de l’évaporateur qui n’a aucun contact avec les produits d’intérêt, en particulier avec le flux d’impuretés lourdes ou les flux comprenant du BHET (i.e. le flux alimentant l’étape b) et le flux riche en BHET obtenu à l’issue de l’étape b). La surface externe est la surface de la paroi qui est avantageusement directement chauffée et donc qui est de préférence en contact avec un moyen de chauffage, par exemple une source électrique ou un fluide caloporteur. De manière préférée, la surface externe de la paroi de l’évaporateur est en contact avec un fluide caloporteur comme une huile. A l’intérieur de l’évaporateur, différentes zones peuvent être définies. Plus particulièrement, l’évaporateur comprend une zone d’évaporation et une zone de soutirage du flux impuretés lourdes, avantageusement définies à l’intérieur dudit évaporateur. De préférence, la zone de soutirage du flux impuretés lourdes est située dans la partie inférieure de l'évaporateur, en particulier dans une partie de l’évaporateur comprenant le fond de l’évaporateur, de manière très particulière une partie de l’évaporateur située entre le fond de l’évaporateur et les trois-quarts de la hauteur de l’évaporateur (en partant du fond de l’évaporateur), de préférence entre le fond de l’évaporateur et la moitié de la hauteur de l’évaporateur (en partant du fond de l’évaporateur), préférentiellement entre le fond de l’évaporateur et le quart de la hauteur de l’évaporateur (en partant du fond de l’évaporateur). De manière préférée, la zone d’évaporation est située au-dessus de la zone de soutirage du flux impuretés lourdes. Avantageusement, la section d’évacuation du flux impuretés lourdes est située en aval de la zone de soutirage du flux impuretés lourdes de l’évaporateur. Très avantageusement, l’évaporateur comprend, en outre, une alimentation en un flux comprenant du BHET (en particulier l’effluent réactionnel issu de l’étape a), ou un effluent pré-purifié obtenu à l’issue d’une étape intermédiaire de pré-purification optionnellement), un dispositif de soutirage du flux impuretés lourdes qui est de manière préférée situé dans la zone de soutirage du flux impuretés lourdes et un dispositif de soutirage du flux riche en BHET, qui peut être situé au-dessus de la zone d’évaporation en particulier dans le cas d’un évaporateur à film ou couche mince (TFE) ou en-dessous de la zone d’évaporation en particulier dans le cas d’un évaporateur à court trajet SPE. De préférence, dans le cas d'un évaporateur court-trajet, l’évaporateur comprend également une zone de condensation, en mettant en œuvre par exemple un condenseur, à l’intérieur dudit évaporateur. La section d’évacuation du flux impuretés lourdes est très avantageusement directement connectée au dispositif de soutirage du flux impuretés lourdes. Avantageusement, l’évaporateur est opéré à une pression inférieure ou égale à 0,0010 MPa (soit inférieure ou égale à 10 mbar), de préférence inférieure ou égale à 0,0005 MPa (soit inférieure ou égale à 5 mbar), et de préférence supérieure ou égale à 0,0000001 MPa (soit supérieure ou égale à 0,001 mbar), voire supérieure ou égale à 0,0000005 MPa (soit supérieure ou égale à 0,005 mbar). Selon l’invention, la zone de soutirage du flux impuretés lourdes et la section d’évacuation du flux impuretés lourdes sont opérées à une température, en particulier une température de chauffe (correspondant avantageusement à la température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur et à la température de la section d’évacuation du flux impuretés lourdes, c’est-à-dire avantageusement à la température de la surface de la paroi qui est directement chauffée), supérieure à 250°C et inférieure ou égale à 300°C, de préférence opérées à une température comprise entre 255 et 300°C, préférentiellement entre 260 et 290°C et de manière préférée entre 270 et 285°C. Et avantageusement, la zone d’évaporation est opérée à une température ajustée de sorte que la température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur au niveau de la zone d’évaporation est inférieure ou égale à 300°C et de préférence supérieure ou égale à 120°C, préférentiellement supérieure ou égale à 150°C. De manière préférée, l’évaporateur est opéré avec un temps de séjour liquide inférieur ou égal à 20 minutes, préférentiellement inférieur ou égal à 10 minutes, de préférence inférieur ou égal à 5 minutes, de manière préférée inférieur ou égal à 3 minutes, et de préférence supérieur ou égal à 0,1 seconde. Le temps de séjour liquide est défini comme le rapport du volume liquide dans l’évaporateur sur le débit volumique du flux liquide alimentant l’évaporateur. Selon un premier mode préféré de réalisation de l’invention, la zone d’évaporation est opérée à une température, en particulier une température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur au niveau de la zone d’évaporation, inférieure ou égale à 250°C, de préférence inférieure ou égale à 245°C, et de préférence à une température, en particulier une température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur au niveau de la zone d’évaporation, supérieure ou égale à 120°C, préférentiellement supérieure ou égale à 150°C. Selon ce premier mode préféré de réalisation, l’évaporateur est opéré à une pression de préférence inférieure ou égale à 0,00015 MPa (inférieure ou égale à 1,5 mbar), préférentiellement inférieure ou égale à 0,00010 MPa (inférieure ou égale à 1,0 mbar), de manière préférée inférieure ou égale à 0,00008 MPa (soit inférieure ou égale à 0,8 mbar), de manière très préférée inférieure ou égale à 0,00005 MPa (soit inférieure ou égale à 0,5 mbar), et de manière encore plus préférée inférieure ou égale à 0,00004 MPa (soit inférieure ou égale à 0,4 mbar). Selon ce mode de réalisation, l’évaporateur est opéré de manière à obtenir un rendement en monomère BHET supérieur ou égal à 80%, de manière préférée supérieur ou égal à 85% et de manière encore préféré supérieur ou égal à 90%. Le rendement en monomère BHET peut être défini comme le rapport entre le débit pondéral de monomère BHET dans le flux riche en BHET – le distillat – divisé par le débit pondéral de monomère BHET dans le flux qui alimente l’étape b). Le rendement en monomère BHET est avantageusement ajusté en modifiant les conditions d’évaporation. En particulier, le rendement en monomère BHET augmente lorsque la surface d’échange entre la paroi de l’évaporateur et le flux à séparer, c’est-à-dire en particulier la surface interne, augmente et/ou lorsque la température de la surface externe de paroi augmente et/ou lorsque la pression d’opération de l’évaporateur baisse (dans les limites de température et pression énoncées ci-dessus). L’Homme du métier saura ajuster les conditions de température et de pression et la surface d’échange pour atteindre les rendements en BHET souhaités. Selon un deuxième mode préféré de réalisation de l’invention, la zone d’évaporation est opérée à une température, en particulier une température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur au niveau de la zone d’évaporation, supérieure à 250°C, de préférence supérieure ou égale à 255°C, préférentiellement supérieure ou égale à 260°C, de manière préférée supérieure ou égale à 270°C, et de préférence à une température, en particulier une température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur au niveau de la zone d’évaporation, inférieure ou égale à 300°C. Selon ce deuxième mode préféré de réalisation, l’évaporateur est opéré à une pression de préférence supérieure ou égale à 0,00001 MPa (soit supérieure ou égale à 0,1 mbar), préférentiellement supérieure ou égale à 0,00010 MPa (soit supérieure ou égale à 1,0 mbar), de manière préférée supérieure ou égale à 0,00012 MPa (soit supérieure ou égale à 1,2 mbar), et de préférence inférieure ou égale à 0,0010 MPa (soit inférieure ou égale à 10 mbar), de manière préférée inférieure ou égale à 0,0005 MPa (soit inférieure ou égale à 5 mbar). Dans ces conditions opératoires, en particulier de température et de pression, l’étape b) permet une évaporation efficace du BHET, généré à l’étape a) de dépolymérisation et contenu dans le flux qui alimente l’étape b), en particulier l’effluent réactionnel issu de l’étape a) ou un effluent pré-purifié (issu d’une étape intermédiaire de pré-purification de l’effluent réactionnel optionnellement située en amont de l’étape b), tout en limitant, voire évitant, l’encrassement de la zone de soutirage du flux impuretés lourdes de l’évaporateur et de la section d’évacuation du flux impuretés lourdes. Le flux riche en BHET est récupéré pour être en particulier polymérisé dans une unité de production de PET. Le flux riche en BHET peut aussi être éventuellement envoyé vers une étape de purification finale, avant d’être envoyé vers une unité de production de PET. Ainsi, le procédé selon l’invention peut comprendre, en outre, une étape optionnelle de purification finale en particulier du flux riche en BHET. Ladite étape de purification finale peut comprendre, plus particulièrement, une étape de mise en contact du flux riche en BHET (éventuellement en mélange avec un solvant comme l’eau, un diol, un mono-alcool, etc.) avec un solide, par exemple un adsorbant comme un charbon actif, pour une purification par adsorption, et/ou une purification par cristallisation et/ou précipitation du BHET, par exemple par refroidissement et/ou par introduction d’un solvant (par exemple de l’eau). Avantageusement, le flux impuretés lourdes peut être purgé et/ou recyclé vers l’étape a) de dépolymérisation. Étape c) optionnelle de traitement du flux impuretés lourdes Le procédé selon l’invention peut éventuellement comprendre une étape c) de traitement du flux impuretés lourdes, qui comprend le recyclage d’au moins une fraction du flux impuretés lourdes vers l’étape a) de dépolymérisation et/ou la purge d’au moins une fraction du flux impuretés lourdes. De préférence, le procédé selon l’invention comprend ladite étape c). Avantageusement, le recyclage d’au moins une fraction du flux impuretés lourdes issu de l’étape b), vers l’étape a) de dépolymérisation, est effectué au moyen d’une section de transfert tandis que la purge d’au moins une fraction du flux impuretés lourdes est effectuée au moyen d’une section de purge. En d’autres termes, l’étape c) met en œuvre une section de transfert et/ou une section de purge, ladite section de transfert étant mise en œuvre avantageusement entre la section d’évacuation du flux impuretés lourdes mise en œuvre à l’étape b) et une section mise en œuvre à l’étape a) de dépolymérisation (par exemple une section réactionnelle comprenant au moins un réacteur, ou éventuellement une section de conditionnement comprenant notamment une extrudeuse). Ladite section de transfert et ladite section de purge peuvent être directement ou indirectement connectées à ladite section d’évacuation du flux impuretés lourdes mise en œuvre à l’étape b). En effet, l’étape c) peut éventuellement comprendre, en outre, une séparation du flux impuretés lourdes issu de l’étape b) en une première fraction du flux impuretés lourdes et une seconde fraction du flux impuretés lourdes, ladite première fraction et ladite seconde fraction correspondant avantageusement à la totalité du flux impuretés lourdes issu de l’étape b). Dans ce mode de réalisation, l’étape c) comprend alors le recyclage de ladite première fraction du flux impuretés lourdes vers l’étape a) de dépolymérisation et la purge de ladite seconde fraction du flux impuretés lourdes. Ladite éventuelle séparation est avantageusement mise en œuvre dans une section de séparation de préférence située en aval de la section d’évacuation du flux impuretés lourdes de l’étape b) et en amont des sections de transfert et de purge. Ainsi, lorsque l’étape c) comprend une séparation du flux impuretés lourdes, la section de transfert et la section de purge sont indirectement connectées à la section d’évacuation du flux impuretés lourdes. Selon un autre mode de réalisation, en particulier lorsque la totalité du flux impuretés lourdes est recyclée, la section de transfert peut donc être directement connectée à ladite section d’évacuation du flux impuretés lourdes. Selon encore un autre mode de réalisation, en particulier lorsque la totalité du flux impuretés lourdes est purgée, la section de purge peut donc être directement connectée à ladite section d’évacuation du flux impuretés lourdes. Lorsque l’étape c) est intégrée au procédé selon l’invention, le recyclage et/ou la purge d’au moins une fraction du flux impuretés lourdes, et éventuellement la séparation du flux impuretés lourdes, sont opérés à une température de préférence comprise entre 250 et 300°C, préférentiellement entre 250 et 270°C. En d’autres termes, la section de transfert, la section de purge et l’éventuelle section de séparation, sont mises en œuvre à une température de préférence comprise entre 250 et 300°C, préférentiellement entre 250 et 270°C. A cette température de recyclage et/ou de purge (et éventuellement de séparation), les oligomères de PET, et éventuellement du polymère PET, compris dans le flux impuretés lourdes sont sous forme fondus et peuvent facilement être transportés vers l’étape a) via la section de transfert et/ou évacués hors du procédé via la section de purge, sans les encrasser ou au moins en limitant leur encrassement. Ainsi, le procédé selon l’invention est un procédé optimisé de production de BHET à partir d’une charge plastique, par exemple des déchets plastiques, qui permet la réduction de l’encrassement de ces zones, sans perte de rendement de production du BHET, en particulier lorsque ledit procédé comprend le recyclage d’au moins une fraction du flux impuretés lourdes. En effet, même si le risque de formation d’oligomères de PET peut être plus important à la température d’opération supérieure à 250°C, par rapport à une température plus classique (inférieure ou égale à 250°C), les oligomères de PET non entièrement convertis lors de l’étape a) ou éventuellement formés dans l’évaporateur (ou lors d’éventuelles étapes intermédiaires de prétraitement de l’effluent réactionnel), et éventuellement le polymère PET, présents dans le flux impuretés lourdes, sont fondus, c’est-à-dire sous forme liquide, ce qui réduit l’encrassement des zones en contact dudit flux impuretés lourdes (la zone de soutirage impuretés lourdes de l’évaporateur, de la section d’évacuation et les sections de transfert, de purge et éventuellement de séparation). Inversement à une température inférieure ou égale à 250°C, les oligomères de PET peuvent être sous forme solide, en particulier sous forme de particules solides éventuellement en suspension dans le flux impuretés lourdes, ce qui augmente significativement les risques de bouchage de ces mêmes zones en contact avec le flux impuretés lourdes. Les exemples suivants illustrent l'invention sans en limiter la portée. EXEMPLES Dans les exemples 1 à 3 suivants, la charge plastique qui alimente le procédé est une charge polyester issue des filières de collecte et de tri des emballages, et comprenant du PET dont 20% poids de PET opaque qui contient lui-même 6,2% poids de pigment TiO 2 . Les étapes de dépolymérisation et de pré-purification intermédiaire (évaporation du diol par séparation gaz-liquide) sont identiques pour les exemples 1 à 3 et sont décrites ci-dessous. 4 kg/h de paillettes de la charge polyester comprenant du PET dont 20% poids de PET opaque qui contient lui-même 6,2% poids de pigment TiO 2 , sont portés à une température de 250°C puis injectés avec 11,5 kg/h d’éthylène glycol (MEG) dans un premier réacteur agité maintenu à 250°C puis successivement dans un deuxième et un troisième réacteur agité maintenus à 220°C. Les réacteurs sont maintenus à une pression de 0,4 MPa. Le temps de séjour, défini comme le rapport du volume liquide dans le réacteur par la somme des débits volumiques liquides entrant dans le réacteur, est fixé à 20 min dans le premier réacteur et 2,1 h dans le deuxième et dans le troisième réacteur. A la sortie du troisième réacteur, l’effluent réactionnel est constitué de 67,7 % poids de diol composé très majoritairement d’éthylène glycol (MEG) (majoritairement signifiant ici : comprenant 95% poids ou plus de MEG), 25,8 % poids de monomère diester composé majoritairement de bis-(2-hydroxyéthyl) téréphtalate (BHET) (majoritairement signifiant ici : comprenant 95% poids ou plus de BHET), 0,32 % poids de TiO 2 , et 6,1 % poids de composés lourds contenant entre autres des dimères et/ou oligomères. Le diol présent dans l’effluent réactionnel est évaporé par séparation gaz-liquide dans une succession de deux ballons flash à des températures allant de 180°C à 120°C et des pressions de 0,04 MPa à 0,004 MPa suivis d’un évaporateur à film raclé opéré à 175°C et 0,0005 MPa. A l’issue de cette étape d’évaporation, un flux riche en MEG (10,46 kg/h) et un flux liquide riche en BHET (5,02 kg/h) sont récupérés. Le flux liquide riche en BHET, correspondant à l’effluent pré-purifié, est constitué de 79,6 % poids de monomère BHET, 0,6 % poids de MEG et 1,0 % poids de TiO 2 et 18,8 % poids de composés lourds contenant entre autres des dimères et/ou oligomères de BHET. Exemple 1 (non conforme) Le flux liquide riche en BHET est ensuite injecté dans un évaporateur court-trajet SPE (ou distillateur court-trajet SPD), dont la surface externe de la paroi est chauffée avec une huile chaude, et qui permet d’obtenir un flux liquide de BHET et un flux impuretés lourdes. L’évaporateur court-trajet est opéré à une pression de 0,017 mbar (soit 0,0000017 MPa ou 1,7 Pa), et à une température de l’huile égale à 235°C au niveau de la zone d’évaporation et égale à 190°C en fond d’évaporateur (c’est-à-dire au niveau de la zone de soutirage du flux impuretés lourdes). La section d’évacuation des impuretés lourdes qui se situe en aval du fond de l’évaporateur court-trajet est à une température de 220°C. Le condenseur qui se situe à l’intérieur de l’évaporateur court-trajet est à une température de 120°C. Le temps de séjour liquide dans l’évaporateur est de 1 minute. L’évaporateur est opéré pendant 37 heures avant arrêt pour cause de bouchage. Pendant les 37 heures d’opération, l’évaporateur court-trajet a permis de récupérer un flux liquide de BHET (qui est le distillat de l’évaporateur), constitué de 99 % poids de monomère diester BHET et qui est exempt de TiO 2 , à un débit de 3,8 kg/h, et un résidu lourd, à un débit de 1,19 kg/h, qui comprend 16,7 % poids de monomère diester BHET, 79,2 % poids d’oligomères de BHET et 4,1 % poids de TiO 2 . Exemple 2 (conforme) Le flux liquide riche en BHET est ensuite injecté dans un évaporateur court-trajet SPE (ou distillateur court-trajet SPD), dont la surface externe de la paroi est chauffée avec une huile chaude, et qui permet d’obtenir un flux liquide de BHET et un flux impuretés lourdes. L’évaporateur court-trajet est opéré à une pression de 0,32 mbar (soit 0,000032 MPa ou 32 Pa), et à une température de l’huile égale à 250°C au niveau de la zone d’évaporation et égale à 280°C en fond d’évaporateur (c’est-à-dire au niveau de la zone de soutirage du flux impuretés lourdes). La section d’évacuation des impuretés lourdes qui se situe en aval du fond de l’évaporateur court-trajet est à une température de 280°C. Le condenseur qui se situe à l’intérieur de l’évaporateur court-trajet est à une température de 120°C. Le temps de séjour liquide dans l’évaporateur est de 1 minute. L’évaporateur est opéré pendant 72 heures sans arrêt. Pendant la durée d’opération, l’évaporateur court-trajet a permis de récupérer un flux liquide de BHET (qui est le distillat de l’évaporateur), constitué de 99 % poids de monomère diester BHET et qui est exempt de TiO 2 et un résidu lourd, qui comprend 16,7 % poids de monomère diester BHET, 79,2 % poids d’oligomères de BHET et 4,1 % poids de TiO 2 . Dans les conditions d’opération de l’Exemple 2 (conformes à l’invention), l’évaporation a ainsi été réalisée sans aucun problème de bouchage pendant toute la durée d’opération (pendant 72 heures) et a permis de récupérer un distillat comprenant très majoritairement du BHET. Exemple 3 (conforme) Le flux liquide riche en BHET est ensuite injecté dans un évaporateur court-trajet SPE (ou distillateur court-trajet SPD), dont la surface externe de la paroi est chauffée avec une huile chaude, et qui permet d’obtenir un flux liquide de BHET et un flux impuretés lourdes. L’évaporateur court-trajet est opéré à une pression de 1,5 mbar (soit 0,00015 MPa ou 150 Pa), et à une température de l’huile égale à 280°C au niveau de la zone d’évaporation et égale à 280°C en fond d’évaporateur (c’est-à-dire au niveau de la zone de soutirage du flux impuretés lourdes). La section d’évacuation des impuretés lourdes qui se situe en aval du fond de l’évaporateur court-trajet est à une température de 280°C. Le condenseur qui se situe à l’intérieur de l’évaporateur court-trajet est à une température de 120°C. Le temps de séjour liquide dans l’évaporateur est de 1 minute. L’évaporateur est opéré pendant 72 heures sans arrêt. Pendant la durée d’opération, l’évaporateur court-trajet a permis de récupérer un flux liquide de BHET (qui est le distillat de l’évaporateur), constitué de 99 % poids de monomère diester BHET et qui est exempt de TiO 2 et un résidu lourd, qui comprend 16,7 % poids de monomère diester BHET, 79,2 % poids d’oligomères de BHET et 4,1 % poids de TiO 2 . Dans les conditions d’opération de l’Exemple 3 (conformes à l’invention), l’évaporation a ainsi été réalisée sans aucun problème de bouchage pendant toute la durée d’opération (pendant 72 heures) et a permis de récupérer un distillat comprenant très majoritairement du BHET. Procédé de préparation de bis-(2-hydroxyethyl) téréphtalate BHET par dépolymérisation d’une charge plastique comprenant du polyéthylène téréphtalate PET, ledit procédé comprenant : a) une étape de dépolymérisation du PET de la charge plastique, en présence d’un diol, avec une quantité de diol ajustée de sorte à avoir un rapport pondéral entre la quantité de diol et la quantité de PET contenu dans la charge plastique entre 0,3 et 8,0, ladite étape de dépolymérisation comprenant une phase réactionnelle opérée à une température entre 150 et 300°C, ladite étape de dépolymérisation produisant un effluent réactionnel comprenant du BHET, b) une étape d’évaporation du BHET pour produire un flux riche en BHET et un flux impuretés lourdes, ladite étape d’évaporation mettant en œuvre i) un évaporateur, ayant une paroi avec une surface interne et une surface externe et comprenant une zone d’évaporation et une zone de soutirage du flux impuretés lourdes, et ii) une section d’évacuation du flux impuretés lourdes située en aval de la zone de soutirage du flux impuretés lourdes de l’évaporateur, l’évaporateur étant opéré à une pression inférieure ou égale à 0,0010 MPa, et dans laquelle : la zone d’évaporation de l’évaporateur est opérée à une température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur au niveau de la zone d’évaporation inférieure ou égale à 300°C et supérieure ou égale à 120°C, et la zone de soutirage du flux impuretés lourdes et la section d’évacuation du flux impuretés lourdes étant opérées à une température de chauffe supérieure à 250°C et inférieure ou égale à 300°C. Procédé selon la revendication 1, dans lequel la zone de soutirage du flux impuretés lourdes et la section d’évacuation du flux impuretés lourdes sont opérées à une température de chauffe comprise entre 255 et 300°C, préférentiellement entre 260 et 290°C et de manière préférée entre 270 et 285°C. Procédé selon la revendication 1 ou 2, dans lequel l’évaporateur de l’étape b) est opéré à une pression inférieure ou égale à 0,0005 MPa, et de préférence supérieure ou égale à 0,0000001 MPa, en particulier supérieure ou égale à 0,0000005 MPa. Procédé selon l’une des revendications 1 à 3, dans lequel l’évaporateur de l’étape b) est mis en œuvre avec un temps de séjour liquide inférieur ou égal à 20 min, préférentiellement inférieur ou égal à 10 min, de préférence inférieur ou égal à 5 min, de manière préférée inférieur ou égal à 3 min. Procédé selon l’une des revendications 1 à 4, dans lequel ladite zone d’évaporation de l’évaporateur est opérée à une température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur au niveau de la zone d’évaporation inférieure ou égale à 250°C, de préférence inférieure ou égale à 245°C, et de préférence à une température supérieure ou égale à 150°C, et de préférence à une pression inférieure ou égale à 0,00015 MPa, préférentiellement inférieure ou égale à 0,00010 MPa, de manière préférée inférieure ou égale à 0,00008 MPa, de manière très préférée inférieure ou égale à 0,00005 MPa. Procédé selon l’une des revendications 1 à 4, dans lequel ladite zone d’évaporation est opérée à une température de la surface externe de la paroi de l’évaporateur au niveau de la zone d’évaporation supérieure à 250°C, de préférence supérieure ou égale à 255°C, préférentiellement supérieure ou égale à 260°C, de manière préférée supérieure ou égale à 270°C, préférentiellement à une pression supérieure ou égale à 0,00001 MPa, de préférence supérieure ou égale à 0,00010 MPa, de manière préférée supérieure ou égale à 0,00012 MPa. Procédé selon l’une des revendications précédentes, comprenant une étape c) de traitement du flux impuretés lourdes comprenant i) le recyclage d’au moins une fraction du flux impuretés lourdes vers l’étape a) de dépolymérisation, au moyen d’une section de transfert, et/ou ii) la purge d’au moins une fraction du flux impuretés lourdes, au moyen d’une section de purge, dans laquelle la section de transfert et la section de purge sont mises en œuvre à une température de préférence comprise entre 250 et 300°C, préférentiellement entre 250 et 270°C. Procédé selon la revendication 7, dans lequel l’étape c) comprend en outre la séparation d’une première fraction du flux impuretés lourdes et d’une seconde fraction du flux impuretés lourdes et le recyclage de ladite première fraction du flux impuretés lourdes vers l’étape a) de dépolymérisation et la purge de ladite seconde fraction du flux impuretés lourdes, ladite séparation étant opérée à une température de préférence comprise entre 250 et 300°C, préférentiellement entre 250 et 270°C. Procédé selon l’une des revendications précédentes, dans lequel l’étape a) de dépolymérisation comprend une phase de conditionnement de la charge plastique, située en amont de la phase réactionnelle, la phase de conditionnement comprenant de préférence une phase de chauffe pour fondre au moins en partie ladite charge plastique et/ou une phase de pré-mélange pour mélanger ladite charge plastique éventuellement au moins en partie fondue avec au moins une partie du diol. Procédé selon l’une des revendications précédentes, comprenant une étape a’) intermédiaire de pré-purification de l’effluent réactionnel issu de l’étape a), située en amont de l’étape b) d’évaporation, la étape a’) de pré-purification comprenant en particulier : une filtration ; une précipitation d’impuretés ; un traitement ionique par contact avec au moins une résine échangeuse d’ions ; une adsorption par contact avec au moins un adsorbant comme un charbon actif, une alumine ou une argile ; une cristallisation et/ou précipitation du BHET ; et/ou une séparation du diol en particulier par séparation gaz-liquide. Procédé selon l’une des revendications précédentes, comprenant en outre au moins une étape de purification finale du flux riche en BHET, en particulier par contact avec un solide, par exemple par contact avec au moins un adsorbant ; et/ou par solidification du BHET, en particulier par cristallisation et/ou précipitation du BHET.