FR 3058720 A1 20180518 FR 1661160 A 20161117 i DOMAINE TECHNIQUE DE L'INVENTION La présente invention concerne un procédé de conversion d'une charge comprenant de l'éthanol en 1,3-butadiène, en une ou deux zones réactionnelles, connu de l'Homme du métier sous le nom de procédé Lebedev. En particulier, l'invention concerne le traitement des effluents, liquides dans les conditions de normales de pression et de température, qui sont générés au sein d'un tel procédé. ART ANTÉRIEUR Le procédé de production de 1,3-butadiène à partir d'éthanol a un taux de conversion par passe limité. Le(s) réactif(s) non consommé(s) doivent donc passer plusieurs fois dans un enchainement d'opérations unitaires de séparation ainsi que dans le(s) réacteur(s) avant d'être convertis en 1,3-butadiène. Chaque perte dans les opérations unitaires se traduit par une perte globale au sein du procédé qui devient rapidement inacceptable d'un point de vue économique. Le catalyseur permettant de produire du 1,3-butadiène génère de très nombreux sous- produits en faible quantité. Une partie de ces sous-produits sont gazeux dans les conditions normales de pression et de température, et sont problématiques pour la purification du 1,3-butadiène. Une autre partie de ces sous-produits sont liquides dans les conditions normales de pression et de température. Il n'est pas aisé d'éliminer ces sous-produits liquides de l'éthanol et de l'acétaldéhyde non converti avant de recycler ces derniers vers le réacteur catalytique produisant le 1,3-butadiène. En particulier, une part importante (environ de 50 à 70`)opds) des sous-produits liquides ont une volatilité intermédiaire entre celle de l'éthanol et de l'acétaldéhyde. Une fraction de ces sous-produits liquides de volatilité intermédiaire entre celle de l'éthanol et de l'acétaldéhyde peut être éliminée par simple distillation, mais avec une perte en éthanol et acétaldéhyde. Cette perte en réactifs rend le procédé peu attractif d'un point de vue économique. De plus, l'éthanol et l'acétaldéhyde peuvent réagir ensemble pour former du diéthylacétal et de l'eau. Cette réaction ne se produit pas au sein du réacteur catalytique de production de 1,3-butadiène (température trop élevée), mais peut se produire au sein des opérations unitaires de séparation qui sont mises en oeuvre pour purifier et recycler l'éthanol et l'acétaldéhyde. Suivant l'enchainement d'opérations unitaires qui est mis en oeuvre, ce diéthylacétal peut être éliminé avec les sous-produits, ce qui représente alors une perte 3058720 2 indirecte en éthanol et acétaldéhyde. Cette perte en réactifs rend le procédé peu attractif d'un point de vue économique. Enfin, une partie importante des sous-produits liquides est peu stable (oléfines, aldéhydes,...), et réagi dans les conditions de température et pression des opérations 5 unitaires de séparation qui sont mises en oeuvre pour purifier et recycler l'éthanol et l'acétaldéhyde. Ces réactions génèrent des sous-produits plus lourds qui peuvent précipiter et ainsi encrasser les différents équipements. Par ailleurs, dans le cas d'un procédé de production de 1,3-butadiène à partir d'éthanol en une étape réactionnel (procédé opéré par les Russes dans les années 1930), l'intermédiaire 10 acétaldéhyde est produit au sein du réacteur produisant le 1,3-butadiène. Si le catalyseur présent dans le réacteur n'est « pas assez déshydrogénant », la production de 1,3-butadiène est faible. Si ce catalyseur est « trop déshydrogénant », la quantité d'acétaldéhyde produite est supérieure à celle qui peut être consommée, et de l'acétaldéhyde doit être éliminé du procédé pour maintenir un fonctionnement stable de l'unité. 15 De plus, même si le catalyseur permettait de produire exactement la quantité d'acétaldéhyde qu'il est en mesure de consommer pour produire du 1,3-butadiène, le catalyseur va subir une désactivation qu'il faudra compenser par une élévation de la température. Or, les différentes réactions mises en jeu pour déshydrogéner l'éthanol en acétaldéhyde, et pour produire du 1,3-butadiène à partir d'un mélange d'éthanol et d'acétaldéhyde n'ont pas les mêmes 20 énergies d'activation. Ainsi, dans la pratique, une unité de production de 1,3-butadiène en une étape réactionnelle ne peut avoir un fonctionnement stable sans éliminer une partie de l'acétaldéhyde produit. Cet acétaldéhyde représente bien entendu une perte en charge éthanol et grève le rendement global du procédé. Le procédé en deux étapes réactionnelles développé par les Américains dans les 25 années 1950 répond à cette problématique en « délocalisant » la production d'acétaldéhyde au sein d'un premier réacteur catalytique dédié, de manière à pouvoir contrôler le ratio éthanol / acétaldéhyde entrant dans un second réacteur catalytique dédié à la production de 1,3-butadiène. Néanmoins, pour ce type de catalyseur, la conversion par passe est moindre, ce qui accentue les problèmes listés ci-dessus. 30 De nombreuses réactions secondaires ont lieu au sein de la ou des sections réactionnelles, qui forment différents types de sous-produits : 3058720 3 - des hydrocarbures comprenant de 1 à 16 atomes de carbone, saturés ou insaturés, voire aromatiques, - des produits oxygénés (tels que des alcools, des phénols, des furanes, des aldéhydes, des cétones, des acides, des esters, des éthers, des acétals,...), saturés 5 ou insaturés, voire aromatiques. Certains de ces sous-produits sont générés en quantités significatives, notamment le diéthyléther ou l'acétate d'éthyle. Parmi ces sous-produits, certains sont gazeux et d'autres liquides dans les conditions normales de pression et de température. Par ailleurs, la réaction de conversion de l'éthanol ou d'un mélange éthanol/acétaldéhyde 10 en 1,3-butadiène produit de l'eau (2 moles d'eau environ par mole de 1,3-butadiène), qui doit être éliminée du procédé. Enfin de l'hydrogène est produit dans le ou les réacteurs. Dans le cas d'un procédé en une étape, une grande quantité d'hydrogène est produite dans l'unique zone réactionnelle (1 mole d'hydrogène environ par mole de 1,3-butadiène). Dans le cas d'un procédé en 2 15 étapes, une grande quantité d'hydrogène est produite dans la première zone réactionnelle de conversion de l'éthanol en acétaldéhyde (1 mole d'hydrogène environ par mole d'acétaldéhyde) ainsi que, de manière plus faible, dans la seconde zone réactionnelle de conversion du mélange éthanol / acétaldéhyde en 1,3-butadiène. Cet hydrogène peut être brûlé pour être valorisé en énergie thermique, ou bien purifié pour être vendu. 20 Dans le procédé CARB IDE de production de 1,3-butadiène en deux étapes, qui est le mieux décrit dans la littérature (Synthetic Rubber, Whitby et al., John Wiley and Sons Editor, 1954), un effluent liquide contenant l'éthanol et l'acétaldéhyde non convertis, l'eau, et les nombreux sous-produits liquides, est traité par un enchaînement de trois colonnes à distiller. Cet effluent liquide provient de la condensation de l'effluent issu de la section catalytique 25 produisant le 1,3-butadiène, mais aussi de diverses opérations de lavage (à l'éthanol ou à l'eau) des effluents gazeux dans le but de purifier le 1,3-butadiène et l'hydrogène produits. Ledit effluent liquide est riche en éthanol (plus de 45% pds) et en eau (plus de 15% pds), mais contient aussi de l'acétaldéhyde, et de nombreux sous-produits liquides dont l'acétate d'éthyle et le diéthyléther. La première colonne à distiller sépare cet effluent en un distillat 30 riche en acétaldéhyde et diethylether et un résidu qui alimente la deuxième colonne à distiller. 3058720 4 Cette deuxième colonne sépare le résidu en un distillat riche en sous-produits de volatilité intermédiaire entre l'éthanol et l'acétaldéhyde, dont l'acétate d'éthyle et un résidu qui alimente la troisième colonne à distiller. Cette dernière produit en tête un distillat riche en éthanol et en fond un résidu riche en eau et 5 contenant les sous-produits moins volatils que l'éthanol. Ces sous-produits moins volatils que l'éthanol ne sont pas nécessairement solubles dans l'eau, et le résidu de la troisième colonne à distiller peut être diphasique. Ces colonnes à distiller fonctionnent à une pression d'environ 0,2 MPa, avec des températures en tête respectivement d'environ 40°C, 75°C et 96 °C. 10 Outre le fait que trois colonnes à distiller sont nécessaires pour traiter ledit effluent liquide, un inconvénient majeur de la solution retenue par CARBIDE est que le distillat issu de la première colonne est riche en acétaldéhyde, mais contient une quantité importante de diéthyléther. En effet, ces deux composés forment un azéotrope, ce qui rend leur séparation par simple distillation impossible. Si ce diéthyléther n'est pas suffisamment converti lorsqu'il 15 est recyclé vers le réacteur de production de 1,3-butadiène, il peut s'accumuler, et nécessiter une purge au moins partielle des effluents. On peut citer le brevet US 2,393,381, qui vise à améliorer le procédé CARBIDE en purifiant ce distillat riche en acétaldéhyde, en réalisant des ajouts d'eau qui induisent une séparation de phase liquide-liquide, et permettent d'éliminer une partie du diéthyléther entrainé en tête 20 de la première colonne à distiller. OBJET ET INTÉRÊT DE L'INVENTION La présente invention propose de remédier à différents inconvénients de l'art antérieur, en combinant une hydrogénation catalytique d'une partie ou de la totalité des effluents liquides issus de la conversion catalytique de l'éthanol ou d'un mélange acétaldéhyde/éthanol 25 en 1,3-butadiène. Cette invention concerne l'ensemble des procédés de conversion de l'éthanol, ou d'un mélange acétaldéhyde/éthanol, en 1,3-butadiène, qu'ils soient opérés en une ou deux zones réactionnelles. 3058720 5 L'invention concerne le traitement des effluents qui sont liquides dans les conditions normales de pression et de température, produits au sein de l'unité catalytique produisant le 1,3-butadiène. Ainsi, l'invention remédie aux problèmes posés par les sous-produits liquides dans les conditions normales de pression et de température. 5 DESCRIPTION DÉTAILLÉE DE L'INVENTION La présente invention concerne un procédé de de production de 1,3-butadiène à partir d'une charge éthanol comprenant : a) une étape de conversion de l'éthanol ou d'un mélange éthanol/acétaldéhyde en 1,3-butadiène comprenant au moins une section réactionnelle, alimentée au moins par 10 ladite charge éthanol et par l'effluent éthanol issu de l'étape c), et une section de séparation permettant de séparer l'effluent de ladite section réactionnelle en au moins un effluent gazeux, lequel comprend le 1,3-butadiène, et un effluent liquide ; b) une étape d'hydrogénation alimentée par au moins une partie de l'effluent liquide issu de l'étape a), par un flux d'hydrogène, et produisant un effluent liquide hydrogéné, 15 comprenant une section réactionnelle opérée à une température comprise entre 100 et 300°C, avec une pression partielle d'hydrogène comprise entre 2,5 et 20,0 MPa en présence d'un catalyseur hétérogène, avec une VVH comprise entre 0,05 et 50 h-1 ; c) une étape de séparation de l'effluent liquide hydrogéné issu de l'étape b) et produisant au moins un effluent éthanol. 20 Charge éthanol La charge éthanol utilisée dans le procédé selon l'invention peut provenir de toute origine, fossile, végétale ou animale, et en particulier des procédés de production d'éthanol à partir de ressources végétales. Ladite charge éthanol comprend au moins 80% poids d'éthanol, préférentiellement au moins 90% poids, et de manière préférée au moins 93 (3/0 poids. De 25 manière très préférée, ladite charge éthanol répond aux spécifications d'éthanol carburant EN 15376. Étape a) de conversion de l'éthanol en 1,3-butadiène Conformément à l'invention, le procédé de production de 1,3-butadiène comprend une étape a) de conversion de l'éthanol ou d'un mélange éthanol/acétaldéhyde en 1,3-butadiène 30 comprenant au moins une section réactionnelle, alimentée au moins par ladite charge 3058720 6 éthanol et par l'effluent éthanol issu de l'étape c), et une section de séparation permettant de séparer l'effluent de ladite section réactionnelle en au moins un effluent gazeux, lequel comprend le 1,3-butadiène, et un effluent liquide. Ce dernier alimente au moins en partie l'étape b) du procédé selon l'invention. 5 Cette étape de conversion de l'éthanol ou d'un mélange acétaldéhyde/éthanol, en 1,3- butadiène est connue de l'Homme du métier. Il s'agit par exemple de l'étape A décrite dans FR 3 026 101, où elle est mise en oeuvre en une étape réactionnelle, ou des étapes A et B décrites dans FR 3 026 100 où elle est mise en oeuvre en deux étapes réactionnelles. L'effluent liquide alimentant l'étape b) du procédé selon l'invention correspond à l'effluent 10 liquide issu de l'étape A) de FR 3 026 101, ou bien à l'effluent liquide issu de l'étape B) de FR 3 026 100. Dans un arrangement particulier, ladite section réactionnelle comprend avantageusement : - une première zone réactionnelle alimentée au moins par ladite charge éthanol et par l'effluent éthanol issu de l'étape c), et produisant un effluent comprenant de l'éthanol, 15 de l'acétaldéhyde et de l'hydrogène ; - une zone de séparation alimentée au moins par l'effluent de la première zone réactionnelle et produisant un effluent hydrogène et un effluent éthanol/acétaldéhyde ; - une seconde zone réactionnelle alimentée au moins par l'effluent 20 éthanol/acétaldéhyde issu de la zone de séparation, dont l'effluent constitue l'effluent de la section réactionnelle ; Dans cet arrangement particulier, ledit effluent hydrogène produit dans la zone de séparation alimente avantageusement ladite étape b) d'hydrogénation. Ledit effluent hydrogène comprend plus de 80% pds, de manière préférée plus de 90% pds d'hydrogène. 25 Étape b) d'hydrogénation Conformément à l'invention, le procédé de production de 1,3-butadiène comprend une étape b) d'hydrogénation alimentée par au moins une partie de l'effluent liquide issu de l'étape a), par un flux d'hydrogène, et produisant un effluent liquide hydrogéné. Dans un premier arrangement particulier, la totalité de l'effluent liquide issu de l'étape a) 30 alimente ladite étape b). 3058720 7 Dans un second arrangement particulier, ladite partie de l'effluent liquide issu de l'étape a) est un distillat comprenant plus de 30% pds d'acétaldéhyde, obtenu par distillation de l'effluent liquide issu de ladite étape a). Le résidu de cette séparation est avantageusement traité de manière à séparer d'une part un effluent riche en éthanol et d'autre part un effluent 5 riche en eau et en sous-produits plus lourds que l'éthanol, ledit effluent riche en éthanol étant avantageusement mélangé à l'effluent éthanol issu de l'étape c). Dans ce second arrangement particulier, seule une coupe de distillation plus légère et riche en acétaldéhyde est donc hydrogénée. L'hydrogénation de la seule coupe légère a pour effet de réduire la consommation d'hydrogène, ainsi que la taille de la zone réactionnelle 10 d'hydrogénation, ainsi que de protéger le catalyseur d'hydrogénation des sous-produits les plus lourds et donc les plus encrassant. En effet, les réactions secondaires qui se produisent dans l'étape a) génèrent des sous-produits de très haut poids moléculaire, éventuellement réactifs, pouvant précipiter au sein dudit effluent liquide. Ledit second arrangement peut avantageusement être mis en oeuvre au sein d'une colonne 15 de distillation réactive, où l'on réalise l'hydrogénation. Ledit flux d'hydrogène alimentant ladite étape b) peut être exogène au procédé selon l'invention, ou bien au moins en partie endogène audit procédé. De manière avantageuse, une partie dudit flux d'hydrogène est endogène et issu de l'étape a) de conversion de l'éthanol en 1,3-butadiène. 20 Ledit flux d'hydrogène alimentant ladite étape b) comprend plus de 80% pds, de manière préférée plus 90%pds d'hydrogène. Ce flux peut également contenir des impuretés telles que de l'éthanol et/ou de l'acétaldéhyde, en particulier si cet hydrogène est endogène au procédé. Ces deux impuretés ne sont pas préjudiciables au bon fonctionnement du procédé selon l'invention car elles sont également présentes dans ledit effluent liquide à traiter. 25 Ladite étape b) d'hydrogénation comprend une section réactionnelle opérée à une température comprise entre 100 et 300°C, préférentiellement entre 130 et 170°C, avec une pression partielle d'hydrogène comprise entre 2,5 et 20,0 MPa, préférentiellement entre 4,0-6,0 MPa en présence d'un catalyseur hétérogène. La VVH, acronyme de Vitesse Volumique Horaire et correspondant au débit volumique de charge à 25°C et 1 atm par 30 volume de catalyseur, sont comprises entre 0,05 et 50 h-1, de préférence entre 0,1 et 30 h-1. 3058720 8 Ledit catalyseur hétérogène peut être massique ou supporté. Un catalyseur hétérogène supporté est constitué d'une ou plusieurs espèces actives dispersées sur un support. Il comprend au moins un métal choisi dans le groupe constitué par les métaux des groupes 6,8, 9 ,10 et 11 de la classification périodique des éléments et leurs mélanges, 5 avantageusement choisi dans le groupe constitué par Mo, Cr, Fe, Ru, Co, Rh, Ni, Pd, Pt, Cu, Ag, Au et leur mélange, et de manière préférée choisi dans le groupe constitué par Mo, Cr, Ru, Co, Ni, Pd, Pt, Cu, Ag, Au et leur mélange. De manière très préférée, ledit catalyseur comprend du palladium. La teneur en métal dudit catalyseur hétérogène supporté est avantageusement comprise 10 entre 0,1 et 30% poids par rapport à la masse totale dudit catalyseur hétérogène supporté. Le support dudit catalyseur hétérogène supporté est avantageusement choisi parmi les oxydes minéraux comme A1203, 0e02, Zr02, Si02, TiO2 et parmi les supports carbonés, comme par exemple le charbon actif, le noir de carbone, les nanotubes de carbone, etc. De manière préférée, le support est de l'alumine. 15 Le dépôt d'au moins un métal choisi dans le groupe constitué par les métaux des groupes 6,8, 9 ,10 et 11 de la classification périodique des éléments sur ledit support fait généralement intervenir un précurseur du ou des métaux. Par exemple, il peut s'agir de complexes organiques métalliques, de sels de métaux comme les chlorures métalliques, les nitrates métalliques. L'introduction du ou des métaux est réalisée par toute technique connue 20 de l'homme du métier comme par exemple l'échange ionique, l'imprégnation à sec, l'imprégnation par excès, le dépôt en phase vapeur, etc. Un catalyseur hétérogène massique est exclusivement composé d'espèces actives. On peut citer par exemple les métaux de Raney, comme le Nickel de Raney, le chromite de Cuivre, le molybdate de cobalt. 25 Le catalyseur hétérogène massique ou supporté utilisé dans la présente invention peut être mis en forme sous forme d'extrudés, de billes ou de poudres, ou, dans le cadre d'une mise en oeuvre de type solide/liquide (slurry selon l'appellation anglo-saxonne) dispersé dans un flux liquide alimentant l'étape b). De préférence, il est sous forme de billes. La mise en forme peut être réalisée avant ou après l'introduction du métal. 30 De préférence, ledit catalyseur hétérogène subit une étape de réduction in-situ c'est-à-dire dans la section réactionnelle, avant l'introduction de la charge réactionnelle. Ladite étape de 3058720 9 réduction peut également avantageusement être réalisée ex-situ. La température de réduction est comprise entre 40°C et 200°C. L'étape b) d'hydrogénation permet, de stabiliser la partie de l'effluent liquide issu de l'étape a) alimentant l'étape b), ce qui réduit les réactions parasites pouvant prendre place 5 dans les étapes de séparation ultérieures. De plus, l'étape b) d'hydrogénation permet de faciliter l'élimination des impuretés par distillation. À titre illustratif, les composés hydrocarbures en n-05 sont au moins au nombre de 5 (une paraffine, deux oléfines, deux dioléfines) dont des dioléfines très réactives qui ont tendance à polymériser, avec des températures d'ébullition qui s'étalent sur une dizaine de degrés. 10 Après hydrogénation, l'ensemble de ces hydrocarbures en n-05 est converti en n-pentane, qui est très peu réactif. On peut également citer, parmi les éthers en C4, le diethylether et le vinylethylether. Ce dernier étant hydrogéné en diethylether, ce qui réduit le nombre d'impuretés à éliminer. Ainsi, la demanderesse a découvert que l'hydrogénation d'au moins une partie de l'effluent 15 liquide issu de l'étape a) permettait de simplifier l'élimination des sous-produits. La section réactionnelle d'hydrogénation transforme en éthanol au moins 80% de l'acétaldéhyde présent dans la partie de l'effluent liquide issu de l'étape a) alimentant l'étape b), de préférence plus de 90%. De manière très préférée, la totalité de l'acétaldéhyde présent dans le distillat riche en acétaldéhyde est transformée en éthanol. La fraction 20 d'acétaldéhyde hydrogénée en éthanol peut être contrôlée par exemple en ajustant la température, le temps de séjour ou la pression partielle en hydrogène dans la section réactionnelle. Cette hydrogénation réduit le rendement global du procédé car elle conduit à la formation de sous-produits : 25 - La sélectivité de la réaction d'hydrogénation de l'acétaldéhyde en éthanol n'est pas de 100%; - Dans l'arrangement particulier où la section réactionnelle de ladite étape a) comprend deux zones réactionnelles, l'hydrogénation de l'acétaldéhyde contenu dans ledit effluent liquide alimentant ladite étape b) impose de convertir davantage l'éthanol en 30 acétaldéhyde au sein de la première zone réactionnelle de ladite section réactionnelle de ladite étape a). Or cette dernière ne bénéficie que d'une sélectivité modérée, typiquement de 92%. 3058720 10 Le fait que la sélectivité des réactions d'hydrogénation / déshydrogénation ne soit pas de 100% induit une perte global d'éthanol de l'ordre du pourcent au sein du procédé. Cependant, et de manière surprenante, cette perte est compensée par la stabilisation de l'effluent liquide et la réduction du nombre de sous-produits, qui simplifie leur élimination et 5 évite une purge d'une partie dudit effluent liquide pour éviter l'accumulation des sous- produits, comme cela était réalisé dans l'art antérieur. Dans l'arrangement particulier où la section réactionnelle de l'étape a) comprend une seule zone réactionnelle, l'étape b) selon l'invention permet de compenser l'effet d'un catalyseur de ladite zone réactionnelle « trop déshydrogénant », et donc produisant trop 10 d'acétaldéhyde, en réajustant au sein de ladite étape b) le ratio éthanol/acétaldéhyde renvoyé à l'entrée de la section catalytique, par la modification de la quantité d'acétaldéhyde hydrogénée. L'étape b) comprend avantageusement une section de séparation gaz-liquide permettant de séparer l'effluent de la section réactionnelle en un effluent hydrogène, avantageusement 15 recyclé en amont de la section réactionnelle, et un effluent liquide hydrogéné. Étape c) de séparation de l'effluent liquide hydrogéné produisant au moins un effluent éthanol Conformément à l'invention, le procédé de production de 1,3-butadiène comprend une étape c) de séparation de l'effluent liquide hydrogéné issu de l'étape b) et produisant au 20 moins un effluent éthanol. L'hydrogénation en éthanol d'au moins 80% de l'acétaldéhyde, préférentiellement au moins 90% et avantageusement de la totalité de l'acétaldéhyde dans l'étape b) du procédé selon l'invention permet de ne plus devoir traiter le problème d'azéotrope entre l'acétaldéhyde et le diéthyléther, ce dernier ne formant pas d'azéotrope avec l'éthanol. Cette 25 conversion de l'acétaldéhyde en éthanol permet également d'éviter l'apparition de diethylacetal dans les opérations unitaires de séparation mises en oeuvre dans ladite étape c), lequel est produit par réaction entre l'éthanol et l'acétaldéhyde dans les conditions opératoires desdites opérations unitaires. L'étape c) de séparation de l'effluent comprend au moins une colonne à distiller. 3058720 11 Dans le premier arrangement particulier de ladite étape b) où cette étape est alimentée par la totalité de l'effluent liquide issu de l'étape a) et la totalité de l'acétaldéhyde est hydrogéné, ladite étape c) comprend au moins , avantageusement est constituée de, deux colonnes à distiller. Une première colonne à distiller permet de produire en tête un effluent riche en 5 sous-produits hydrogénés plus légers que l'éthanol, dont l'acétate d'éthyle et le diéthylether. Par riche en sous-produits on entend que les sous-produits constituent plus de 70%, de préférence plus de 80%, de manière très préférée plus de 90% pds dudit distillat. Parmi ces sous-produits, l'acétate d'éthyle et le diethylether représentent plus de 30%, préférentiellement plus de 50% pds dudit distillat. Cette première colonne produit en fond un 10 résidu qui alimente une seconde colonne à distiller. La seconde colonne à distiller permet de produire en tête un distillat riche en éthanol, c'est-à-dire comprenant au moins 70% poids d'éthanol, préférentiellement au moins 80% poids qui peut être renvoyé vers le ou les réacteurs du procédé, et en fond un résidu riche en eau et en sous-produits hydrogénés plus lourds que l'éthanol. Par riche en eau, on entend que l'eau 15 représente plus de 50% poids dudit résidu, de manière préférée plus de 70`)opoids. Une partie des sous-produits hydrogénés plus lourds que l'éthanol n'étant pas solubles dans l'eau, une séparation de phase dudit résidu peut avoir lieu. Ces deux distillations sont pilotées en fonction des objectifs de taux de récupération visés. Dans le second arrangement particulier de ladite étape b) où cette étape est alimentée par 20 un distillat obtenu par distillation de l'effluent liquide issu de ladite étape a) et que la totalité de l'acétaldéhyde est hydrogéné, ladite étape c) comprend au moins, avantageusement est constituée de, une colonne à distiller qui permet de produire en tête un distillat riche en sous-produits légers hydrogénés, et en fond un résidu riche en éthanol qui peut être renvoyé vers le ou les réacteurs du procédé. 25 DESCRIPTION DES FIGURES Premier arrangement particulier des étapes b) et c) La Fig.1 illustre de manière schématique un arrangement des étapes b) et c) selon un premier arrangement particulier de l'étape b). 3058720 12 Étape b) Au moins une partie de l'effluent liquide (8) issu de l'étape a) alimente la section réactionnelle (9) de l'étape b). Cette section réactionnelle est également alimentée par un flux d'hydrogène (23) et produit un effluent liquide hydrogéné (10). Ce dernier alimente le 5 complexe (72) qui sépare l'hydrogène qui n'a pas réagi et le renvoie comprimé (73), vers ladite zone réactionnelle (9). S'il y a un excès d'hydrogène et/ou si des impuretés légères s'accumulent dans l'hydrogène, une purge partielle du flux (73) peut être réalisée, et la purge d'hydrogène peut être brûlée pour être valorisée énergétiquement. Étape c) 10 L'effluent liquide hydrogéné (74) sort du complexe (72) et alimente la colonne de distillation (12), laquelle produit un effluent (11) riche en sous-produits hydrogénés plus légers que l'éthanol. La colonne de distillation (12) produit également un résidu (13) qui alimente une seconde colonne de distillation (25), laquelle produit en tête un distillat riche en éthanol (24) et en fond 15 un résidu riche en eau et en sous-produits hydrogénés plus lourds que l'éthanol (26). Second arrangement particulier des étapes b) et c) La Fig.2 illustre de manière schématique un arrangement des étapes b) et c) selon un second arrangement particulier de l'étape b) dans lequel ladite partie de l'effluent liquide issu de l'étape a) est un distillat comprenant plus de 30% pds d'acétaldéhyde obtenu par 20 distillation. Étape b) L'effluent liquide issu de l'étape a) (14) alimente une colonne de distillation (20) qui produit en tête un distillat comprenant plus de 30% pds d'acétaldéhyde (15), et en fond un résidu riche en eau et en éthanol (22). 25 Le distillat (15) est mélangé à un flux d'hydrogène (23) et est dirigé vers la section réactionnelle (16). Un complexe, non représenté et similaire aux éléments (72) et (73) présentés figure 1, sépare, purge et/ou recycle l'hydrogène autour de la section réactionnelle (16). 3058720 13 Étape c) L'effluent liquide hydrogéné (17) est introduit dans une colonne de distillation (19) pour être séparé en un distillat riche en sous-produits hydrogénés (18) et un résidu riche en éthanol (21). 5 Traitement du résidu riche en eau et en éthanol (22) Ledit résidu riche en eau et en éthanol (22) alimente une colonne de distillation (28) qui produit en tête un distillat riche en éthanol (27) et un résidu riche en eau et en sous-produits plus lourds que l'éthanol (29). Ledit résidu riche en éthanol (21), et ledit distillat riche en éthanol (27) peuvent 10 éventuellement être mélangés, ou utilisés dans différentes sections du procédé (colonne de lavage, zone réactionnelle produisant de l'acétaldéhyde ou du 1,3-butadiène). Arrangement particulier selon l'invention dans lequel l'étape a) comprend deux zones réactionnelles. La Fig.3 présente un arrangement particulier du procédé selon l'invention dans lequel 15 l'étape a) comprend deux zones réactionnelles. Étape a) La charge éthanol (30) est introduite dans une première zone réactionnelle (31). Ladite première zone réactionnelle convertit une partie de l'éthanol en acétaldéhyde et produit de l'hydrogène. 20 L'effluent de la zone réactionnelle (32) alimente un ballon de séparation gaz-liquide (33). En tête de ce ballon de séparation, un effluent hydrogène (34) alimente le fond d'une colonne de lavage gaz-liquide (35). Ledit effluent hydrogène contient aussi de l'aldéhyde et de l'éthanol. Un flux riche en éthanol (64) alimente la tête de la colonne de lavage gaz-liquide (35). L'hydrogène ainsi purifié (55) ne contenant plus que des traces d'éthanol sort en tête de la 25 colonne de lavage gaz-liquide (35). Un système de régulation (56) permet de soutirer une partie de l'hydrogène dans le conduit (57), pour être, par exemple, valorisé énergétiquement. L'autre partie de l'hydrogène (58) est amenée vers le compresseur (59) et en sort par le conduit (60). 3058720 14 En fond du ballon séparateur gaz-liquide (33), sort un mélange riche en éthanol et acétaldéhyde (37) qui est mélangé avec le liquide (36) soutiré au fond de la colonne de lavage Gaz-Liquide (35). Ce liquide (36) est riche en éthanol et contient un peu d'acétaldéhyde qui a été éliminé dudit flux riche en hydrogène (34). 5 Le mélange des flux (36) et (37) alimente la seconde zone réactionnelle (38), qui opère à une pression de 2 bars et une température d'environ 380°C, avec un catalyseur connu de l'homme du métier. Ce catalyseur convertit une partie de l'éthanol et de l'acétaldéhyde en 1,3-butadiène. Par ailleurs, ce catalyseur génère de nombreux des sous-produits, dont notamment le diéthylether et l'acétate d'éthyle. 10 L'effluent (39) sortant le ladite seconde zone réactionnelle (39) est amené vers un séparateur gaz-liquide (40). Le liquide (42) obtenu dans ce séparateur est soutiré et alimente la colonne de distillation (47). Le gaz (41) obtenu dans ce séparateur est soutiré et alimente le fond de la colonne de lavage gaz-liquide (44). De l'éthanol (43) est introduit en tête de la colonne de lavage gaz-liquide (44). Cette colonne de lavage gaz-liquide permet de séparer 15 en tête les composés gazeux plus légers que le butadiène (45), et en fond le butadiène et les composés plus lourds que le butadiène (46), qui alimentent la colonne de distillation (47) au même titre que le liquide (42). En tête de la colonne à distiller (47), sort un distillat riche en butadiène (49). En fond de colonne (47) sort un résidu riche en éthanol, en eau et en acétaldéhyde (50). Par ailleurs, ce 20 résidu contient de nombreux sous-produits liquides dans les conditions normales de pression et de température. Étape b) Selon l'invention, ce résidu (50) alimente le réacteur catalytique d'hydrogénation (61), qui est par ailleurs alimenté par un flux riche en hydrogène (60). Ledit réacteur d'hydrogénation (61) 25 opère à une température d'environ 150°C sous 40 bar d'hydrogène, avec un catalyseur d'hydrogénation selon l'invention et transforme majoritairement l'acétaldéhyde en éthanol, et hydrogène au moins partiellement les sous-produits insaturées. L'effluent du réacteur (62) alimente un ballon séparateur gaz-liquide (68) qui sépare l'hydrogène non consommé de l'effluent liquide hydrogéné. L'hydrogène (69) alimente le compresseur (70) et est recyclé par 30 le conduit (71) vers le réacteur catalytique d'hydrogénation (61). 3058720 15 Étape c) Ledit effluent liquide hydrogéné (51) est soutiré du ballon séparateur gaz-liquide (68) et alimente une première colonne de distillation (52). Ladite première colonne de distillation (52) produit en tête un distillat (54) contenant les sous-produits plus volatils que l'éthanol, 5 dont le diéthylether, l'acétate d'éthyle et les hydrocarbures saturés comprenant entre 5 et 8 atomes de carbone. Par ailleurs, ladite première colonne de distillation (52) produit en fond un résidu (53) qui alimente une seconde la colonne de distillation (66). Ladite seconde colonne de distillation (66) produit en tête un distillat (67) riche en éthanol. Par ailleurs, ladite seconde colonne de distillation produit en fond un résidu (65) riche en eau 10 et en sous-produits moins volatils que l'éthanol. Ledit distillat (67) riche en éthanol peut alimenter ladite première zone réactionnelle (31), mais aussi la colonne de lavage gaz-liquide (35). Séparation selon l'art antérieur La Fig.4 présente une séparation typique de l'effluent liquide issu de l'étape a) selon l'art 15 antérieur. Une première colonne à distiller (2) est alimentée par l'effluent liquide issu de l'étape a) (1) permet de séparer en tête un distillat comprenant de l'acétaldéhyde et du diéthyléther, ce dernier formant un azéotrope avec l'acétaldéhyde. Le fond de cette colonne à distiller (4) est envoyé vers la seconde colonne à distiller (5). 20 La seconde colonne à distiller, permet d'extraire en tête (6) majoritairement l'hexane et la quasi-totalité de l'éthyle acétate, composés ayant un point d'ébullition intermédiaire entre l'acétaldéhyde et l'éthanol. Dans le schéma global du procédé, ce flux constitue une purge qui permet de soutirer une partie des impuretés. Le fond de cette colonne à distiller (7) est envoyé vers la troisième colonne à distiller (31). 25 La troisième colonne à distiller, permet de récupérer en tête (30) la totalité de l'éthanol contaminée par un peu d'acétate d'éthyle. Cet éthanol est recyclé vers les sections réactionnelles. Le fond de la colonne à distiller (32) permet de soutirer l'eau, qui est un produit de la réaction de formation du butadiène. Ce dernier flux constitue également une purge dans le schéma procédé. 3058720 16 EXEMPLES Dans les exemples suivants, seuls quelques sous-produits liquides, clefs pour le dimensionnement et le pilotage des étapes de séparation, sont considérés, à savoir le diethylether, l'acétate d'éthyle et l'hexane. Ces sous-produits sont considérés comme clefs 5 en particulier car, n'étant pas ou très peu convertis dans l'étape a) de conversion d'une charge comprenant de l'éthanol en 1,3-butadiène, ils s'accumulent par le jeu des recyclages et doivent donc absolument être correctement extraits au niveau des étapes de séparation. Ces sous-produits ne sont pas hydrogénés dans les conditions de l'étape b) du procédé selon l'invention. 10 L'effluent liquide issu de l'étape a) a pour composition, dans tous les exemples suivants : Composé Concentration (`)opds) Eau 30 Ethanol 50 Acétaldéhyde 10 Diéthylether 3,3 Acétate d'éthyle 3,3 Hexane 3,4 Exemple 1 (art antérieur) Dans cet exemple selon l'art antérieur, on cherche à maximiser l'élimination des impuretés. La numérotation des flux fait référence à la Fig.4. L'objectif principal de cet enchaînement est d'éliminer le maximum d'impuretés clés (diéthyléther, acétate d'éthyle et hexane), au 15 détriment de pertes en éthanol. Les résultats globaux sont donnés dans le tableau ci- dessous. On impose une perte maximale en éthanol de 20`)opds. Au-delà, le procédé de production de 1,3-butadiène à partir d'éthanol ne serait plus exploitable commercialement. 3058720 17 En fixant la perte maximale en éthanol, on parvient à extraire dans le flux de purge (6), presque 99% de l'acétate d'éthyle et 86.3% d'hexane. Le diethyléther s'accumule dans le procédé puisqu'il n'est pas extrait par les flux de purge (6) ou (32). Ce composé retourne donc avec l'acétaldéhyde vers la section 5 réactionnelle, via le flux (3). Or il est très faiblement converti dans l'étape de conversion de l'éthanol en 1,3-butadiène. Il est donc nécessaire de purger, soit ponctuellement soit de façon continue, une fraction du flux (3) pour éviter son accumulation, ce qui dégrade encore le rendement de récupération de l'acétaldéhyde. Cette purge supplémentaire n'est pas évaluée dans l'exemple. 10 Le Tableau 1 présente la répartition des composés flux par flux, le Tableau 2 présente une synthèse de taux de récupération par impuretés. Débit massique (kg/h) Composé\Flux (1) (4) (7) (32) (3) (6) (30) Eau 968,1 964,9 935,2 711,4 3,2 29,7 223,8 Ethanol 1613,4 1612,7 1288,9 0,0 0,7 323,8 1288,9 Acétaldéhyde 322,7 2,7 0,0 0,0 320 2,7 0,0 Diethylether 106,5 0,0 0,0 0,0 106,5 0,0 0,0 Acétate d'éthyle 106,5 106,4 1,1 0,0 0,1 105,3 1,1 Hexane 109,7 94,7 0,0 0,0 15,0 94,7 0,0 Tableau 1 - Débits massiques 3058720 18 Taux de récupération massique (`)/0) Composé\Numéro (3) (6) (30) (32) Eau 0.33 3.07 23.12 73.48 Ethanol 0.04 20.07 79.89 0 Acétaldéhyde 99.16 0.84 0 0 Diethylether 100 0 0 0 Ethyle Acétate 0.09 98.87 1.03 0 Hexane 13.67 86.33 0 0 Tableau 2 - Taux de récupération des composés par flux (débit massique dans le flux (n) / débit massique dans le flux (1)) Le rendement procédé est fortement impacté par des forts taux d'extraction d'impuretés de l'ordre de 99 (3/0 d'éthyle acétate et de 86 (3/0 d'hexane et qui impliquent une perte de 20 (3/0 de 5 l'éthanol entrant (perdu dans une purge d'impuretés liquides). De plus, une purge supplémentaire d'acétaldéhyde est au moins ponctuellement nécessaire pour soutirer le diéthyléther qui s'accumule dans le schéma procédé. Exemple 2 (conforme à l'art antérieur) Dans cet exemple selon l'art antérieur, on cherche à maximiser la récupération de l'éthanol. 10 La numérotation des flux fait référence à la Fig.4. La simulation procédé de cet enchainement, a été réalisée avec pour principal objectif de récupérer un maximum d'éthanol dans le flux (30) (et donc minimiser la perte dans le flux (6)) au détriment du taux d'élimination des impuretés (diéthyl éther, d'acétate d'éthyle et d'hexane). La baisse du taux d'élimination des impuretés augmente la présence de celles-ci dans les recyclages, donc 15 accroît les débits de recyclages vers les zones réactionnelles, et rend le pilotage des colonnes plus délicat, avec la formation d'azéotropes. Les résultats globaux de la simulation sont donnés dans le Tableau 3. 3058720 19 La maximisation du taux de récupération d'éthanol, aux alentours de 97.7%, implique un taux d'extraction inférieur des impuretés. Seulement 10,7% de l'acétate d'éthyle et 86.3% de l'hexane sont extraits du procédé (dans le flux de purge (6)). Le diethyléther s'accumule dans le procédé puisqu'il n'est pas extrait par les flux de purge 5 (6) ou (32). Ce composé retourne donc avec l'acétaldéhyde vers la section réactionnelle, via le flux (3). Or il est très faiblement converti dans l'étape de conversion de l'éthanol en 1,3-butadiène. Il est donc nécessaire de purger, soit ponctuellement soit de façon continue, une fraction du flux (3) pour éviter son accumulation, ce qui dégrade encore le rendement de récupération de l'acétaldéhyde. Cette purge supplémentaire n'est pas évaluée dans 10 l'exemple. Le Tableau 3 présente la répartition des composés flux par flux, le Tableau 4 présente une synthèse de taux de récupération par impuretés. Débit massique (kg/h) Composé (1) (4) (7) (32) (3) (6) (30) Eau 968,1 964,9 958,1 831,9 3,2 6,8 126,2 Ethanol 1613,4 1612,7 1589,3 12,9 0,7 23,5 1576,3 Acétaldéhyde 322,7 2,7 0,1 0,0 319,9 2,7 0,1 Diethylether 106,5 0,0 0,0 0,0 106,5 0,0 0,0 Ethyle Acétate 106,5 106,4 95,0 0,0 0,1 11,4 95,0 Hexane 109,7 94,7 0,0 0,0 15,0 94,7 0,0 Tableau 3 - Débits massiques (kg/h) 3058720 20 Taux de récupération massique (°/0) Composé (3) (6) (30) (32) Eau 0,33 0,70 13,04 85,93 Ethanol 0,04 1,46 97,70 1 Acétaldéhyde 99,13 0,84 0 0 Diethylether 100 0 0 0 Ethyle Acétate 0,09 10,70 89,20 0 Hexane 13,67 86,33 0 0 Tableau 4 - Taux de récupération des colonnes (débit massique par flux / débit massique dans le flux (1)) Contrairement à l'exemple n°1, cet exemple n°2 affiche un plus fort taux de récupération de l'éthanol mais un plus faible taux d'extraction de l'éthyle acétate. 5 Exemple 3 (conforme) Dans cet exemple selon l'invention, on cherche à maximiser l'élimination des impuretés. La numérotation des flux dans l'exemple 3 fait référence la Fig.1. La totalité de l'effluent liquide issu de l'étape a) (8) est hydrogénée dans un réacteur d'hydrogénation (9) en mélange avec un flux d'hydrogène (23) et le recyclage de l'hydrogène 10 séparé à l'issue de la réaction (73). La réaction d'hydrogénation est réalisée dans un réacteur autoclave à 150°C pendant 24 heures, avec une pression partielle d'hydrogène de 4 MPa. 30 ml d'effluent sont mis en contact avec 1 g de catalyseur. Le catalyseur est un palladium supporté sur alumine activée. Le catalyseur est préalablement activé ex-situ. L'activation du catalyseur est réalisée sous 15 hydrogène (débit de 1 L/h/g) à 150 °C pendant 2 heures avec une rampe de montée de température de 5 °C/min. 3058720 21 La totalité de l'acétaldéhyde alimenté dans le réacteur d'hydrogénation est hydrogéné. La teneur en diéthylacétal en sortie de réacteur est égale à 4% de la teneur en diaéthylacétal en entrée de réacteur. Les sous-produits diéthyléther, acétate d'éthyle et n-hexane ne sont pas hydrogénés. 5 Le nombre d'impuretés dans l'effluent liquide hydrogéné a diminué de 15%. Entrée réacteur Sortie réacteur hydrogénation (9) hydrogénation (9) Nombre de pics d'impuretés 444 379 L'effluent liquide hydrogéné (74), en sortie du réacteur d'hydrogénation (9), ne contient que de l'eau, de l'éthanol et les sous-produits, mais ne contient plus que très peu d'acétaldéhyde. Le Tableau 5 présente les fractions massiques en entrée et en sortie du réacteur (respectivement flux (8) et (74)). Composé Fraction massique (8) Fraction massique (74) Eau 0,3 0,3 Ethanol 0,5 0,6 Diethylether 0,033 0,033 n-Hexane 0,034 0,033 Acétate d'éthyle 0,033 0,033 Acétaldéhyde 0,1 0 10 Tableau 5 - Composition avant et après hydrogénation Une colonne de distillation (12) (en référence à la Fig.1) de 20 étages théoriques, fonctionnant à la pression de 2 bar, avec une température en tête de 74°C et d'un taux de reflux massique de 5 permet d'obtenir en tête le flux (11) contenant majoritairement les impuretés et en fond le flux (13) contenant majoritairement l'éthanol et l'eau. 15 Les taux de récupération massiques détaillés, sont présentés dans le Tableau 6: 3058720 22 Composé Taux de récupération dans le flux (11) Taux de récupération dans le flux (13) Eau 0.01 0.99 Ethanol 0.02 0.98 Diethylether 1 0 Hexane 1 0 Acétate d'éthyle 0.23 0.77 Tableau 6 -taux de récupération (débit dans le flux (n) / débit dans l'alimentation (8)) L'hydrogénation de l'acétaldéhyde permet de séparer l'impureté diéthylether. Cet exemple est comparé à l'exemple 2 de l'art antérieur. Pour un même taux de récupération d'éthanol, autour de 98%, le niveau d'extraction des impuretés est nettement 5 supérieur. Le Tableau 7 permet de comparer les exemples 1 et 3, pour lesquels l'objectif principal est de maximiser l'extraction d'impuretés. Composé Taux d'extraction suivant Taux d'extraction suivant exemple 1 exemple 3 Diethylether 0 1 Hexane 0,863 1 Acétate d'éthyle 0,989 0,23 Tableau 7 -Comparaison des exemples 1 (art antérieur) et 3 (invention) Le schéma suivant invention permet bien de soutirer tout le diéthyléther. L'intégralité de 10 l'hexane est également extraite ainsi qu'une fraction d'acétate d'éthyle. La fraction d'acétate d'éthyle extraite est inférieure au taux d'extraction du procédé selon l'art antérieur, mais cette 3058720 23 impureté est moins critique car la réaction de conversion de l'éthanol en acétate d'éthyle dans l'étape a) est une réaction équilibrée. Exemple 4 (conforme) Dans cet exemple selon l'invention, on cherche à maximiser la récupération de l'éthanol. 5 La numérotation des flux dans l'exemple 4 fait référence la Fig.1. La totalité de l'effluent liquide issu de l'étape a) (8) est hydrogénée dans un réacteur d'hydrogénation (9) en mélange avec un flux d'hydrogène (23) et le recyclage de l'hydrogène séparé à l'issue de la réaction (73). La réaction d'hydrogénation est réalisée dans un réacteur autoclave à 150°C pendant 24 10 heures, avec une pression partielle d'hydrogène de 4 MPa. 30 ml d'effluent sont mis en contact avec 1 g de catalyseur. Le catalyseur est un palladium supporté sur alumine activée. Le catalyseur est préalablement activé ex-situ. L'activation du catalyseur est réalisée sous hydrogène (débit de 1 L/h/g) à 150 °C pendant 2 heures avec une rampe de montée de température de 5 °C/min. 15 La totalité de l'acétaldéhyde alimenté dans le réacteur d'hydrogénation est hydrogéné. La teneur en diéthylacétal en sortie de réacteur est égale à 4% de la teneur en diéthylacétal en entrée de réacteur. Les sous-produits diéthyléther, acétate d'éthyle et n-hexane ne sont pas hydrogénés. Le nombre d'impuretés dans l'effluent liquide hydrogéné a diminué de 15%. Entrée réacteur Sortie réacteur hydrogénation (9) hydrogénation (9) Nombre de pics d'impuretés 444 379 20 3058720 24 Le Tableau 8 présente la composition de tous les flux. La colonne de distillation de l'éthanol (25) fonctionne à 0,2 MPa, avec une température en tête de 96°C. Composé (kg/h) (8) (74) (11) (13) (24) (26) Eau 971,2 971,2 13,2 958,0 162,1 795,9 Ethanol 1604,5 1942,3 96,5 1845,8 1845,8 0,0 Diethylether 106,8 106,8 106,8 0,0 0,0 0,0 Acétate d'éthyle 106,8 106,8 78,1 28,8 28,8 0,0 Hexane 110,1 110,1 110,1 0,0 0,0 0,0 Acétaldéhyde 323,0 0 0 0 0 0 Tableau 8 - bilan massique (kg/h) Le Tableau 9 présente le taux de récupération des composés en identifiant le flux 5 correspondant. Composé Taux de récupération global Massique Flux correspondant Eau 0,82 (26) Ethanol 0,95 (24) Diethylether 1,00 (11) Acétate d'éthyle 0,73 (11) Hexane 1,00 (11) Tableau 9- Taux de récupération massique globaux 3058720 25 L'invention permet de soutirer du diethylether, de l'hexane et une grande partie de l'acétate d'éthyle, tout en maximisant la récupération d'éthanol. Le procédé selon l'invention permet de limiter la perte en éthanol dans le flux de purge des impuretés liquides et d'éviter de purger le flux d'acétaldéhyde pour soutirer le diethyléther. 5 Le Tableau 10 permet de comparer les exemples 2 et 4 qui visent tous deux une maximisation de la récupération d'éthanol. Dans l'exemple 2, le taux de récupération de l'éthanol est de 97,7%. Il est de 95% dans l'exemple 4. Composé Taux d'extraction Taux d'extraction exemple 2 exemple 4 Diethylether 0 1 Hexane 0.107 1 Acétate d'éthyle 0.863 0.73 Tableau 10 -Comparaison des exemples 2 (art antérieur) et 4 (invention) Le taux d'extraction des impuretés est maximisé (en particulier concernant l'acétate 10 d'éthyle), au détriment d'une plus grande perte d'éthanol, puisque 5% massique est perdu dans la purge (11). REVENDICATIONS1. Procédé de production de 1,3-butadiène à partir d'une charge éthanol comprenant : a) une étape de conversion de l'éthanol ou d'un mélange éthanol/acétaldéhyde en 1,3-butadiène comprenant au moins une section réactionnelle, alimentée au moins par ladite charge éthanol et par l'effluent éthanol issu de l'étape c), et une section de séparation permettant de séparer l'effluent de ladite section réactionnelle en au moins un effluent gazeux, lequel comprend le 1,3-butadiène, et un effluent liquide ; b) une étape d'hydrogénation alimentée par au moins une partie de l'effluent liquide issu de l'étape a), par un flux d'hydrogène, et produisant un effluent liquide hydrogéné, comprenant une section réactionnelle opérée à une température comprise entre 100 et 300°C, avec une pression partielle d'hydrogène comprise entre 2,5 et 20,0 MPa en présence d'un catalyseur hétérogène, avec une VVH comprise entre 0,05 et 5011-1 ; c) une étape de séparation de l'effluent liquide hydrogéné issu de l'étape b) et produisant au moins un effluent éthanol. 2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel ladite charge éthanol comprend au moins 80% poids d'éthanol. 3. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel ladite section réactionnelle de ladite étape a) comprend : une première zone réactionnelle alimentée au moins par ladite charge éthanol et par l'effluent éthanol issu de l'étape c), et produisant un effluent comprenant de l'éthanol, de l'acétaldéhyde et de l'hydrogène ; une zone de séparation alimentée au moins par l'effluent de la première zone réactionnelle et produisant un effluent hydrogène et un effluent éthanol/acétaldéhyde ; - une seconde zone réactionnelle alimentée au moins par l'effluent éthanol/acétaldéhyde issu de la zone de séparation, dont l'effluent constitue l'effluent de la section réactionnelle. 4. Procédé selon la revendication 3 dans lequel ledit effluent hydrogène produit dans la zone de séparation de ladite étape a) alimente ladite étape b) d'hydrogénation. 3058720 27 5. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel la totalité de l'effluent liquide issu de l'étape a) alimente ladite étape b). 6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 dans lequel ladite partie de l'effluent liquide issu de l'étape a) est un distillat comprenant plus de 30% d'acétaldéhyde obtenu 5 par distillation de l'effluent liquide issu de ladite étape a). 7. Procédé selon la revendication 6 dans lequel le résidu de la distillation de l'effluent liquide issu de ladite étape a) est traité de manière à séparer d'une part un effluent riche en éthanol et d'autre part un effluent riche en eau et en sous-produits plus lourds que l'éthanol, ledit effluent riche en éthanol étant mélangé à l'effluent éthanol issu de 10 l'étape c). 8. Procédé selon l'une des revendications 6 à 7 dans lequel ladite étape b) est mise en oeuvre au sein d'une colonne de distillation réactive, où l'on réalise l'hydrogénation. 9. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel ledit catalyseur hétérogène de ladite étape b) est un catalyseur supporté comprenant au moins un métal 15 choisi dans le groupe constitué par les métaux des groupes 6, 8, 9 ,10 et 11 de la classification périodique des éléments et leurs mélanges. 10. Procédé selon la revendication 9 dans lequel ledit métal est choisi dans le groupe constitué par Mo, Cr, Fe, Ru, Co, Rh, Ni, Pd, Pt, Cu, Ag, Au et leur mélange. 11. Procédé selon l'une des revendications 9 à 10 dans lequel ledit support dudit catalyseur 20 hétérogène supporté est choisi parmi les oxydes minéraux et parmi les supports carbonés. 12. Procédé selon la revendication 11 dans lequel ledit support dudit catalyseur hétérogène supporté est l'alumine. 13. Procédé selon l'une des revendications 9 à 10 dans lequel ledit catalyseur hétérogène 25 supporté comprend une teneur en métal comprise entre 0,1 et 30% poids par rapport à la masse totale dudit catalyseur hétérogène supporté. 14. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel ladite section réactionnelle de ladite étape b) est opérée à une température comprise entre 130 et 170°C. 3058720 28 15. Procédé selon la revendication 6 dans lequel ladite étape c) est constituée d'une colonne à distiller qui permet de produire en tête un distillat riche en sous-produits légers hydrogénés, et en fond un résidu riche en éthanol qui peut être renvoyé vers le ou les réacteurs du procédé.