FR 2901804 A1 20071207 FR 0604928 A 20060530 Domaine de l'invention La présente invention concerne la transformation de l'éthanol en base pour carburant diesel. Elle concerne plus particulièrement un procédé catalytique de transformation de 5 l'éthanol, pur ou contenant de l'eau, en base pour carburant diesel. État de l'art La demande pour une utilisation de la biomasse en remplacement partiel des ressources pétrolières pour la synthèse de carburants va croissant. Aussi l'utilisation de bioéthanol pour la synthèse de bases pour carburants reçoit-elle un intérêt de plus en plus 10 marqué. La production d'hydrocarbures liquides sur des solides acides a été mentionnée par quelques auteurs lors de réactions de conversion de l'éthanol('). Cependant, ceux-ci ne se sont pas intéressés à l'optimisation du rendement en gazole. La réaction à la base du procédé de transformation de l'éthanol en base pour carburant diesel est la déshydratation-oligomérisation en une étape de l'éthanol selon 15 l'équation (1) ci-dessous : 2 C2H5OH 2CH2=CH2 + 2 H2O oligomérisation/cyclisation (1) (aromatiques, paraffines, oléfines, etc.) On sait que la déshydratation de l'éthanol a lieu assez aisément sur des solides acides de faible acidité à des températures supérieures à 300 C et à pression 20 atmosphérique. Les produits de la réaction sont alors principalement l'eau et l'éthylène, l'éthylène étant obtenu avec une sélectivité supérieure à 96 %. Les catalyseurs les plus couramment utilisés sont des silices-alumines, des zéolithes non traitées (ZSM-5(2 ou modifiées par "steaming" ou dérivées de l'amiante(3). Une ZSM-5 traitée à l'acide triflique(4), ou encore un silicate de niobium microporeux AM-11(5) sont mentionnées. Une 25 étude relativement ancienne(') mentionne la production d'aromatiques à hauteur de 50 % à partir d'éthanol sur ZSM- 5 à des températures supérieures à 260 C. Pour des températures inférieures, seule la formation d'éthylène est mentionnée. La présence d'eau dans la charge éthanol semble favoriser la formation d'aromatiques, en opposition (1) H. Van Bekkum et al., Conversion of Ethanol over Zeolite H-ZSM-5 in the Presence of Water, Applied Catalysis, 3 (1982) (2) R.L. Espinoza, Catalytic Conversion of Methanol to Hydrocarbons over Amorphous or Zeolitic Silica-Alumina, Applied Catalysis, 6 (1983) (3) T.M. Nguyen et al., Conversion of Ethanol in Aqueous Solution over ZSM-5 Zeolites Study of the Reaction Network, Applied Catalysis, 58 (1990) (4) R. Le Van Mao et al., The Bioethanol-to-Ethylene (B.E.T.E.) Process, Applied Catalysis, 48 (1989) P. Brandao et al., Dehydration of Alcohols by Microporous Niobium Silicate AM-11, Catalysis Letters, 80, 3-4 (2002) 1 avec les conclusions de A.T. Aguayo et a1.(6). La présence d'eau aurait aussi pour effet la limitation de la désactivation du catalyseur(5'6). Par contre, pour des températures supérieures à 450 C, on risque de désaluminer le catalyseur. L'oligomérisation de l'éthylène, quant à elle, nécessite de travailler à pression élevée, en général entre 20 et 40 bars (on rappelle que 1 bar = 0,1 MPa), mais à des températures plus douces, en général entre 20 et 200 C. Les catalyseurs utilisés sont alors souvent des métaux de transition déposés sur supports de type silice-alumine, zéolithes (ZSM-5) ou solides mésoporeux (MCM-41)(7. Rares sont les auteurs qui ont rapporté la déshydratation-oligomérisation de l'éthanol en une seule étape. Les quelques études mentionnées(8X9) ont ainsi montré la production de coupe essence par réaction de l'éthanol à pression et température élevées sur ZSM-5. Cependant, les rendements obtenus sont assez faibles et la coupe lourde (Tébullition > 220 C) représente un pourcentage peu élevé ( La réaction de transformation de l'éthanol pour produire des hydrocarbures (déshydratation-oligomérisation en une étape) a été étudiée principalement sur la zéolithe ZSM-5 (M.M. Chang et al., "The Conversion of Methanol and Other O-Compounds to Hydrocarbons over Zeolite Catalysts", J.Catal. 47, 249-259). L'objectif premier étant de produire des effluents de type essence, mais aucun auteur ne s'est attaché à optimiser le rendement en hydrocarbures liquides de point d'ébullition supérieur à 150 C. K.G. Bhattacharyya et al. ("Production of Hydrocarbons from Aqueous Ethanol over HZM-5 under High Pressure"). Journal of Assam Science Society 36(3), pp 177-188 (1994) sont les seuls à s'être intéressés aux résultats en terme de production de coupe diesel. Cependant, ils n'ont pas cherché à optimiser les conditions opératoires, ni le catalyseur. Les tests ont été effectués à 30 bars et 400 C sur une H-ZSM-5 de rapport Si/AI 103, soit d'acidité relativement faible. La fraction de coupe diesel (270-370 C) obtenue est alors seulement de 0,6 %. Les conditions opératoires varient beaucoup d'une étude à l'autre, mais, de manière générale, la pression favorise la formation de produits (6) A.T. Aguayo et al., Study of Operating Variables in the Transformation of Aqueous Ethanol into Hydrocarbons on an HZSM-5 Zeolite, J. Chem. Technol. and Biotechnol., 77 (2002) (7) V. Hulea et al., Ni-exchanged AIMCM-41. An Efficient Bifunctionnal Catalyst for Ethylene Oligomerization, J. Catal., 225 (2004) (8) s. Sivasanker et al., Production of Hydrocarbons from Aqueous Ethanol over HZSM-5 under High Pressure, J. Assam Science Society, 36(3), (1994) (9) D.R. Whitcraft et al., Recovery of Ethanol from Fermentation Broths by Catalytic Conversion to Gasoline, Ind. Eng. Chem. Process Dev., 22, (1983) (10) S.N. Chaudhuri et al., Reactions of Ethanol over HZSM-5, J. Mol. Catal., 62 (1990) liquides (> C5+), des températures supérieures à 350 C favorisent I'oligomérisation de l'éthylène produit primaire de la réaction de l'éthanol à partir de 300 C. Au-delà de 350 C, la formation d'aromatiques devient importante notamment sur H-ZSM-5. Ce catalyseur est de loin le plus stable de toutes les zéolithes étudiées (mordénite, Y ou béta). L'ajout de métaux par échange ionique a été étudié par J.F. Schulz et al. ("Conversion of Ethanol over Metal-exchanged Zeolites", Chem.Eng.Technol. 16 (1993) 332-337), qui ont montré l'influence du nickel sur la formation d'aromatiques. D'après eux, l'ajout de ce métal permet de stabiliser les sites aluminium des zéolithes, évitant ainsi la perte de cristallinité. Un rapport Si/AI faible du catalyseur favorise la formation d'aromatiques. Pour Valle B. et al. ("Effect of Nickel Incorporation on the Acidity and Stability of HZSM-5 Zeolite in the MTO Process", Catalysis Today 106 (2005) 118-122) dans le cas du procédé "Methanol to Olefins", qui requiert une température élevée et qui a lieu en présence d'une quantité d'eau importante, l'ajout de nickel par imprégnation permet de stabiliser la zéolithe H-ZSM-5. La présence de nickel fait chuter l'acidité du catalyseur (force et nombre). Cependant, une teneur en nickel de 1 % permet de rendre le catalyseur régénérable sans perte d'activité, contrairement au solide parent qui se désactive. Machado et al. ("Obtaining Hydrocrabons from Ethanol over Iron-modified ZSM-5 Zeolites", Fuel 84, 2064-2070) ont modifié une ZSM-5 de Si/AI = 20 (préalable-ment échangée pour obtenir la forme protonique) par imprégnation avec Fe(NO3)3, 9H20) ou par échange ionique avec FeCI3, 6H20. La zéolithe ZSM-5 est considérée comme microporeuse puisque la majorité de ses pores ont une taille inférieure à 20 A. En conclusion, l'état de l'art au niveau des demandes de brevet sur un procédé permettant la conversion de l'éthanol en base pour carburant diesel par une voie de déshydratation-oligomérisation en une étape, ne contient aucune antériorité pertinente. La littérature scientifique s'est essentiellement intéressée à la transformation de l'éthanol en base aromatique, la fraction diesel obtenue ne dépassant pas les 1 % en masse selon K.G. Bhattacharyya et al. Objet de l'invention Un objectif du procédé de l'invention est de transformer des charges d'éthanol, éventuellement produites par voie biologique, majoritairement en bases hydrocarbures qui puissent être mélangées dans le "pool diesel", sans problèmes de stabilité, ni nécessité d'ajouter des compatibilisants pour réaliser des mélanges homogènes. Un autre objectif de l'invention est de conserver tous les produits de la réaction aux différentes étapes de la réaction, sans procéder à un changement des conditions opératoires pour séparer la phase aqueuse. L'eau formée lors de l'étape de déshydratation doit pouvoir rester sous forme de gaz dans le (ou les) réacteur(s) utilisé(s), sans condenser sous forme liquide entre les étapes de déshydratation et d'oligomérisation. Ainsi, même si plusieurs réacteurs sont utilisés, un des intérêts de l'invention est de ne faire appel à aucune décantation de l'eau entre les différents réacteurs, et réaliser ainsi la transformation la plus complète possible de l'éthanol en base pour gazole, en conservant l'eau formée par la réaction sous forme gazeuse. Il a été trouvé de manière inattendue que, contrairement à ce que laisse supposer l'état de l'art, les catalyseurs permettant la transformation de l'éthanol en base pour 5 carburant diesel sont des catalyseurs d'acidité modérée. Description sommaire de l'invention Le procédé de l'invention peut être défini comme un procédé de transformation de l'éthanol en base pour carburant diesel comprenant : une étape (a) de mise en contact de l'éthanol avec un catalyseur acide, amorphe 10 ou structuré, majoritairement mésoporeux, par exemple à une température de 300 à 500 C, sous une pression de 20 à 100 bars et sous une pph (vitesse pondérale horaire, c'est-à-dire poids de charge par poids de catalyseur et par heure) de 0,2 à 4 h-', produisant une phase gazeuse, une phase liquide organique et une phase liquide aqueuse ; et 15 une étape (b) de séparation de la phase gazeuse, la phase liquide organique et la phase liquide aqueuse à une pression voisine de la pression de réaction. Selon l'invention, on a pu, de manière inattendue, trouver différents catalyseurs, d'acidité variable, amorphes ou structurés, majoritairement mésoporeux, permettant de réaliser la transformation de l'éthanol en base pour carburant diesel en une seule étape 20 réactionnelle. On entend par mésoporosité une gamme de taille de pores s'étendant de 2 à 50 nm. La mesure de cette porosité se fait par volume d'intrusion mercure ou azote. Un composé majoritairement mésoporeux selon l'invention comprend au moins 60% de mésopores et de préférence au moins 70% de mésopores. 25 Brève description des figures La Figure 1 représente schématiquement le procédé de déshydratationoligomérisation de la présente invention dans sa version directe, sans recyclage. La Figure 2 représente schématiquement une variante du procédé de l'invention, incluant une étape de recyclage d'au moins une partie de la phase gazeuse séparée 30 après réaction de déshydratation-oligomérisation. La Figure 3 représente schématiquement une variante du procédé de l'invention incluant l'hydrogénation d'au moins une partie de la phase liquide organique séparée après réaction de déshydratation-oligomérisation. Description détaillée de l'invention 35 Le procédé de l'invention s'adresse à des charges d'éthanol diverses, éventuelle- ment produites par voie biologique, contenant des quantités variables d'eau. A titre indicatif, le Tableau 1 ci-dessous donne des compositions classiques des lots d'éthanol utilisables comme charges du procédé de l'invention. Tableau 1 charge EtOH surfin EtOH brut type Analyses Dans l'étape (a) de déshydratation-oligomérisation du procédé de l"invention, le catalyseur est en général choisi parmi les alumines delta, gamma et êta, méso- et macroporeuses, avec une majorité de mésopores, ainsi que les silices-alumines. On peut utiliser plus particulièrement les alumines gamma ou delta, réalisées par granulation ou extrusion répondant aux critères de surface externe comprise entre 130 et 350 m2/g et de volume poreux, mesuré par l'intrusion au mercure, situé entre 0,3 et 1,2 cm3/g. De l'alumine, par exemple de l'alumine gamma, mise en forme par le procédé "Oil Drop", est préférée. On citera le catalyseur IS463, commercialisé par la société Axens (anciennement Procatalyse), comme un bon catalyseur pour cette transformation. Un procédé possible de mise en forme de ces billes est décrit dans les brevets GB-B- 2134536 et EP-B-015801 et EP-B-097539. Ces solides peuvent ensuite être traités par de la silice pour devenir des silices-alumines amorphes, car ce procédé est connu par l'homme du métier pour augmenter la stabilité hydrothermale des catalyseurs. Le brevet US-A-5545793 décrit le mode de préparation d'un tel solide. Enfin, des silices-alumines amorphes ayant un taux de silice entre 10 et 90 % en masse et possédant une surface externe de l'ordre de 200 à 480 m2/g (mesure SBET) présentent une bonne résistance à la pression partielle d'eau générée par la réaction de déshydratation initiale. On citera par exemple la silice-alumine Siralox 30 commercialisée par la société Condea comme un solide utilisable sur l'application visée. La porosité, mesurée par l'intrusion au mercure, d'un solide de ce type est comprise entre 0,5 et 1,5 cm3/g. Également dans le cas des silices-alumines, on utilisera celles dont la distribution de taille de pores montre la présence de mésopores et de macropores, avec une majorité de mésopores. Dans l'étape (a) du procédé de l'invention, le catalyseur est en général mis en contact avec l'éthanol frais aux conditions de réaction, en général à une température comprise entre 300 C et 500 C et sous une pression totale absolue comprise entre 20 à 100 bars, la vitesse pondérale d'introduction de la charge d'éthanol sur le catalyseur étant en général de 0,2 à 4 h-1. On décrit ci-après le procédé selon l'invention, dans sa première variante, en 20 liaison avec la Figure 1. La charge (1) contient de l'éthanol et de l'eau, avec une proportion d'éthanol d'au moins 40 % en masse. Une charge contenant au moins 90% en masse d'éthanol est préférée. Cette charge est portée aux conditions réactionnelles par un ensemble de pompes, d'échangeurs de chaleur et de fours jusqu'au réacteur A (non représentés sur la 25 Figure 1). Comme réacteur A, on choisit avantageusement un réacteur à lit radial, afin de minimiser la perte de charge au travers du lit catalytique. On peut utiliser un ou plusieurs réacteurs. On peut utiliser un réacteur avec un ou plusieurs lits fixes ou un réacteur avec un ou plusieurs lits mobiles, couplés à un système de régénération en continu. On 30 utilisera de préférence deux réacteurs en lit fixe radial avec un jeu de vannes permettant une permutation entre une phase de test et une phase de régénération. On notera que la réaction étant globalement exothermique, un système d'échange de chaleur connu par l'homme du métier permet de minimiser la consommation d'énergie en marche normale. 35 La régénération du catalyseur est en général réalisée sous flux d'air. On peut utiliser une recirculation de l'air de combustion avec ou sans eau afin de diluer l'oxygène et maîtriser l'exothermie de régénération. On ajustera dans ce cas la teneur en oxygène en entrée du réacteur par un appoint d'air. La régénération a lieu à pression entre la pression atmosphérique (0 bar relatif) et la pression de réaction. La température de 40 régénération est choisie entre 400 et 600 C ; elle peut être variée en cours de régénération. La fin de la régénération est détectée quand il n'y a plus de consommation d'oxygène. En sortie de réacteur A, l'effluent de réaction (2) est conservé à sa pression de réaction, aux pertes de charge dans les équipements traversés près. L'effluent est refroidi en dessous du point de rosée de l'eau. On provoque ainsi simultanément une condensation d'un liquide organique. On l'introduit dans un dispositif B permettant la séparation triphasique d'une phase gazeuse (3) constituée notamment d'éthylène, d'un liquide organique (4) (essence et gazole) et d'un liquide aqueux (5) (eau, éthanol non réagi, hydrocarbures solubilisés). Typiquement, ce séparateur B peut être un ballon séparateur contenant des internes de type déflecteurs ou baffles ou dévésiculeurs permettant de minimiser le volume nécessaire à la décantation liquide organique-liquide aqueux, d'une part, et la décantation liquide organique-gaz organique, d'autre part. Le temps de séjour dans cet interne est avantageusement supérieur à 1 minute afin de permettre ces séparations de phases. La température du séparateur est en général choisie de manière à récupérer au moins 80 % de la fraction gazole produite dans la réaction. Elle peut être par exemple de 60 à 200 C, pour une pression d'environ 30 bars. La phase aqueuse (5) en sortie du séparateur est majoritairement constituée d'eau et d'hydrocarbures solubilisés. Avant son rejet, par exemple pour arrosage agricole, cette phase aqueuse sera traitée, l'huile séparée étant récupérée par exemple dans les camions ayant servi à apporter l'éthanol sur le site de transformation. Mise en oeuvre avec recyclage Au niveau des définitions, l'homme du métier a coutume de désigner le "pool diesel" comme un ensemble d'hydrocarbures dont le point d'ébullition peut varier entre 150 C et 370 C. Il est connu de l'homme du métier que le gazole est caractérisé essentiellement, en plus de sa volatilité, par son indice de cétane. Il est également connu que l'indice de cétane est favorisé par les hydrocarbures linéaires ayant un faible taux de branchement, défavorisé par les aromatiques et les chaînes très ramifiées, et enfin très défavorisé par les hydrocarbures contenant plusieurs noyaux aromatiques, éventuellement adjacents (comme le naphtalène). Ces définitions étant ainsi rappelées, leur incidence au niveau de l'invention est que l'on cherche à réaliser une transformation par oligomérisation successive de l'éthylène et / ou addition d'un éthylène sur un hydrocarbure présent dans le réacteur. Ce mode d'oligomérisation a l'avantage de créer des produits majoritairement linéaires, donc a priori de bon cétane, si l'intervalle de distillation visé de 150 à 370 C est atteint. Malheureusement, des réactions de dégradation du produit existent également. Ces réactions sont essentiellement des réactions de transfert d'hydrogène, qui dégradent les chaînes oléfiniques formées en cycles naphténiques, puis aromatiques. Il existe également les réactions d'isomérisation du squelette des hydrocarbures linéaires en isooléfines et des réactions de craquage, qui limitent la croissance des chaînes hydrocarbonées. C'est pourquoi, dans une variante du procédé de l'invention, représentée schématiquement à la Figure 2, on envisage de mettre en oeuvre un recyclage de la phase gazeuse séparée vers l'entrée de l'éthanol à la réaction de déshydratationoligomérisation, ce recyclage ayant pour objet de réaliser pratiquement la croissance des hydrocarbures oléfiniques qui n'ont pas encore atteint la volatilité désirée. Le catalyseur est alors mis en contact avec l'éthanol frais additionné d'un recycle de produits non désirés provenant du procédé, le recyclage ayant pour objectif de finir la conversion, essentiellement au niveau de la volatilité des produits formés. Ainsi, l'essence du procédé recyclée est à nouveau oligomérisée dans le réacteur, ou additionnée par l'éthylène issu de la déshydratation de l'éthanol frais. Le point d'ébullition global de produit formé est ainsi sensiblement augmenté. On peut effectuer plusieurs recyclages successifs de manière à alourdir cette essence suffisamment pour la rendre compatible en point d'ébullition avec le "pool diesel". Dans cette variante, on peut régler la température du séparateur afin de recycler le 15 maximum de non-convertis en diesel jusqu'à la fraction légère de l'essence. Le taux de recycle est imposé par la température. Une fois, la température fixée, une partie des produits est revaporisée et l'autre partie est purgée. Le recyclage peut être réalisé après simple évaporation de la fraction légère du produit. Cette évaporation peut être réalisée dans une enveloppe provoquant un temps de 20 séjour des produits supérieurs 1 minute, la phase vapeur étant ainsi séparée de la phase liquide organique et de la phase liquide aqueuse. Afin de ne pas accumuler les inertes qui se créent dans le procédé par transfert d'hydrogène sur l'éthylène, formant ainsi de l'éthane, on purge une partie des gaz, en général de 1 à 30 % en masse, le plus souvent au plus 10 % en masse. Cette purge (3) 25 contient majoritairement de l'éthylène, ainsi que du CO, du CO2, du CH4 et de l'hydrogène et des traces d'eau. Elle peut avantageusement servir de combustible dans les fours du procédé. Le reste, en général de 70 à 99 % en masse, le plus souvent au moins 90% en masse, est recyclé en entrée du réacteur (flux 20). Cette fraction de la phase gazeuse 30 subit en général une recompression avant d'être réinjectée à l'étape (a) en mélange avec l'éthanol frais. Une partie de l'éthanol est également déshydrogénée en acétaldéhyde, produit non stable aux conditions de réaction. Ce produit se décompose alors en CO, CO2, CH4 et H2. 35 Mise en oeuvre avec hvdrogénation Dans une autre variante avantageuse du procédé de l'invention, au niveau des produits liquides réalisés, la coupe liquide organique (4), obtenue par le procédé avec ou sans recyclage, peut être conduite à une hydrogénation des oléfines restantes, afin de réaliser un gain de cétane. Cette variante est représentée schématiquement sur la Figure 3. Tout ou partie de l'effluent liquide (4) est mis en contact, dans une zone réactionnelle C, avec un gaz riche en hydrogène sur un catalyseur contenant par exemple un métal du groupe VIII, qui peut être du palladium ou nickel, sur un support de type alumine ou silice ou silice-alumine, afin de réaliser l'hydrogénation des dioléfines et/ou l'hydroisomérisation et/ou l'hydrogénation des oléfines. La teneur en métal va en général de 0,1 à 10 % en masse dans le cas du palladium et de 1 à 60 % en masse pour le nickel. Les conditions de mise en oeuvre de cette hydrogénation en phase liquide incluent en général des VVH (vitesse volumique horaire) de 1 à 8 h-1, une température entre 100 et 250 C en entrée du réacteur et une pression opératoire entre 20 et 50 bars. On valide la performance de l'hydrogénation par une mesure du nombre de brome qui est avantageusement d'au plus 1 g Br/100g, dans le cas ou l'on souhaite saturer l'ensemble des composés insaturés présents dans la coupe. L'effluent (30) de la zone réactionnelle C contient majoritairement des hydrocarbures qui, de par leur intervalle d'ébullition, peuvent être incorporés dans le "pool diesel". II peut être utilisé directement dans le diesel commercial ou fractionné en une coupe essence lourde et/ou une coupe kérosène et /ou une coupe gazole avant mélange dans le "pool diesel". Les exemples suivants illustrent l'invention. Ils ne doivent en aucune manière être considérés comme limitatifs. L'Exemple 1 est donné à titre de comparaison. La charge d'éthanol traitée dans ces exemples est un éthanol industriel à 93 % de titre alcoolique. Exemple 1 (comparaison) On charge une unité pilote en lit traversé avec un mélange de 50 % en masse d'alumine et de 50 % en masse de zéolithe Y, mis en forme d'extrudés (le catalyseur est désigné par USY et est considéré comme microporeux). On utilise 75 g de catalyseur. Avant le test proprement dit, on a procédé à l'activation du solide à 550 C sous air durant 2 h. Cette activation consiste en une calcination visant à la combustion des traces 30 d'huile, de graisse et au séchage du catalyseur avant son utilisation. On injecte 75 g/h d'éthanol sur ce catalyseur, avec une dilution à l'azote (azote d'entrée et de sortie ôté du calcul de bilan) de 40N1/h. A la sortie du réacteur, on procède à la séparation de la phase gaz, de la phase liquide organique et de la phase liquide aqueuse. Le test dure 50 h. On ne pratique pas de recyclage. Les conditions de réaction 35 utilisées sont les suivantes : une température de 400 C, le réacteur étant isotherme, et une pression de 30 bars. On effectue différents bilans au cours du test. Les bilans massiques présentés ont été corrigés de l'eau présente avec la charge (eau retirée dans les charges et les produits). Ces bilans sont réalisés sur une durée de 8 à 12 h, se terminant au temps indiqué dans la ligne "temps sous charge". Le bilan matière est donné dans le Tableau 2 ci-dessous. Tableau 2 Test USY (30 bars) Bilan 1 Bilan 2 Bilan 3 Bilan 4 Temps sous charge (heures) 8 16 24 32 Charge EtOH Masse 100 100 100 100 Eau éthanol retirée charge - produit Phase Aqueuse Total recette aqueuse 43,8 45,4 50,7 46,8 Phase Organique Total recette organique 0 2,8 0 4,3 Phase Gaz Hydrocarbure gaz 56,7 49,9 45,5 46,5 H2 0,3 _ 0,4 0,4 0,4 CO 0, 6 _ 0,8 0,8 0,8 CO2 0,3 0,2 0,1 0,1 Total Phase Gaz 57,9 51,3 46,8 47,8 Total 101,7 99,5 97,5 98,9 Le bilan massique expérimental montre que la phase liquide hydrocarbure produite est en faible quantité, même si la déshydratation de l'éthanol est complète. La partie hydrocarbure de la phase gaz contient majoritairement de l'éthylène et de l'éthane, ainsi que des traces d'hydrocarbures en Cl, C3, C4 et C5 et de faibles quantités de CO, de CO2 et d'hydrogène. Le liquide organique formé contient des hydrocarbures dont le point d'ébullition varie entre 20 et 400 C. La fraction en gazole contenue dans ce produit est de 50 % en masse. Exemple 2 (selon l'invention) On charge une unité pilote en lit traversé avec un solide commercial nommé IS463, commercialisé par la société Axens, anciennement Procatalyse (également désigné par sa dénomination interne : GOD200). On utilise 75 g de catalyseur. Ce catalyseur est un catalyseur acide, majoritairement mésoporeux. Avant le test proprement dit, on a procédé à l'activation du solide à 550 C sous air durant 2 h. Cette activation consiste en une calcination, qui vise à la combustion des 20 traces d'huile, de graisse et au séchage du catalyseur avant son utilisation. On injecte 75 g/h d'éthanol sur ce catalyseur, avec une dilution à l'azote (azote d'entrée et de sortie ôté du calcul de bilan) de 40Nl/h. A la sortie du réacteur, on procède à la séparation de la phase gaz, de la phase liquide organiqueet de la phase liquide aqueuse. On ne pratique pas de recyclage. Les conditions de réaction mises en jeu sont : une température de 400 C, le réacteur étant isotherme, et une pression de 30 bars. La durée du test, de 96h 30, a permis d'effectuer 12 bilans. Des analyses sur les recettes aqueuses et organiques ont été effectuées sur les bilans 2, 5, 7, 9 et 12. On donne dans le Tableau 2 ci-dessous le bilan matière obtenu dans cet exemple. Tableau 3 Test GOD200 (400 C-30 bars) Bilan Bilan 5 Bilan 7 Bilan 9 Bilan 12 2 EtOH 100 100 100 100 100 Phase aqueuse : 33,6 35,0 36, 4 35,1 33,8 Eau 1,8 2,4 3,6 5,5 10,3 HC recette aqueuse Total recette aqueuse 35,4 37,4 40,0 40,6 44,1 Recette organique 18,4 17,0 11,8 8,1 5,2 Phase gaz 38,6 40,7 46,9 48,9 48,9 HC gaz 0,9 0,8 0,6 0,5 0,4 H2 2,0 2,0 1,2 0,9 0,6 CO 0,9 0,9 0,7 0,5 0,3 CO2 Total phase gaz 42,4 44,4 49,4 50, 8 50,2 Total 96,2 98,8 101,2 99,5 99,5 Les analyses des phases aqueuses et organiques indiquent la nature des composés formés. Les quantités de phase organique liquide produite sont nettement plus importantes 10 que celles obtenues avec un catalyseur de type USY microporeux. Dans la recette organique, les composés oléfiniques sont majoritaires (en moyenne environ 50 % en masse) et les oléfines en C6 représentent la majorité des oléfines. On trouve aussi des C4 et quelques C8. De façon surprenante, 40 % de la fraction hydrocarbure a une température d'ébullition supérieure à 150 C, donc compatible 15 avec le "pool diesel". Cette fraction est constante sur l'ensemble du test. La phase liquide organique contient en outre environ 15 % d'aromatiques. La partie hydrocarbure de la phase gaz contient majoritairement de l'éthylène et de l'éthane, ainsi que des traces d'hydrocarbures en Cl, C3, C4 et C5 et de faibles quantités de CO, de CO2 et d'hydrogène. 20 Exemple 3 (selon l'invention) On a réalisé une simulation du procédé mettant en oeuvre une étape de recyclage de la phase gazeuse séparée. De la même façon que dans l'exemple précédent, le catalyseur utilisé est le solide commercial IS463 (également désigné par sa dénomination interne : GOD200). La charge d'éthanol est d'abord flashée à 20 C sous 30 bars, puis chauffée à 400 C. On effectue la déshydratation de l'éthanol en éthylène, jusqu'à un taux d'avancement de la réaction égal à 97 % et la réaction d'oligomérisation avec un taux d'avancement de la conversion de l'éthylène égal à 40 % par passe. Les composés en C4+ recyclés s'oligomérisent ou sont additionnés avec l'éthylène présent, avec une distribution de produits comparable à la réaction sans recyclage. Après baisse de la température après réaction, à une température comprise entre 50 et 200 C, le mélange réactionnel est séparé en trois phases (aqueuse, hydrocarbures et gaz) à 30 bars. Le Tableau 4 ci-dessous donne l'évolution des rendements en essence et en gazole en fonction de la température du séparateur, en considérant une purge très faible, fixée à 0,1 % en masse de la boucle de recyclage. Tableau 4 T séparateur CC) 100 110 120 130 140 150 160 170 180 Recycle 2, 0 2,1 2,3 2,4 2,6 2,8 _ 3,0 3,4 3,9 Rdt essence (%) 28 ' 28 28 28 28 28 27 27 26 Rdt gazole (%) 23 23 24 25 26 27 28 29 31 Rdt liquide (%) 50 51 52 53 54 55 55 56 57 T séparateur ( C) 190 200 210 220 Recycle 4,7 6,1 8,9 17,5 Rdt essence (%) 24 21 17 10 Rdt gazole (%) 34 37 42 49 Rdt liquide (%) 58 j 58 59 59 D'après ces valeurs, on constate que la quantité de gazole obtenue augmente de 15 façon importante avec le taux de recycle. Simplement pour avoir un ordre de grandeur concernant la production de gazole, à supposer que l'on peut travailler avec une quantité disponible d'éthanol de l'ordre de 200 000 tonnes/an, dans ces conditions à une température de 200 C (recycle égal à 6), on atteindrait un rendement en gazole de l'ordre de 74 000 tonnes/an et 42 500 tonnes/an 20 d'essence, le reste étant une production d'eau. 5 10 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8. 9. REVENDICATIONS 1 Procédé de transformation de l'éthanol en base pour carburant diesel, caractérisé en ce qu'il comprend : une étape (a) de mise en contact de l'éthanol avec un catalyseur acide, amorphe ou structuré, majoritairement mésoporeux, c'est-à-dire comprenant au moins 60% de pores de taille comprise entre 2 et 50 nm, produisant une phase gazeuse, une phase liquide organique et une phase liquide aqueuse ; et une étape de séparation (b) de ladite phase gazeuse, ladite phase liquide organique et ladite phase liquide aqueuse. Procédé selon la revendication 1, dans lequel le catalyseur acide, amorphe ou structuré, majoritairement mésoporeux de l'étape (a) est choisi dans le groupe formé par les alumines delta, gamma et êta et les silices-alumines. Procédé selon la revendication 2 dans lequel ledit catalyseur est une alumine gamma ou delta de surface externe comprise entre 130 et 350 m2/g et de volume poreux, mesuré par l'intrusion au mercure, situé entre 0,3 et 1,2 cm3/g. Procédé selon la revendication 2 dans lequel ledit catalyseur est une silice-alumine amorphe, ayant un taux de silice entre 10 et 90 % en masse et possédant une surface externe de 200 à 480 m2/g (mesure SBET). Procédé selon la revendication 4 dans lequel ladite silice-alumine présente un volume poreux, mesuré par l'intrusion au mercure, compris entre 0,5 et 1, 5 cm3/g. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel l'étape (a) est menée à une température de 300 à 500 C, sous une pression de 20 à 100 bars et sous une pph de 0,2 à 4 h-'. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 incluant une étape de régénération du catalyseur. Procédé selon la revendication 7 dans lequel la régénération est réalisée sous flux d'air à une pression entre la pression atmosphérique et la pression de réaction et à une température choisie entre 400 et 600 C. Procédé selon l'une des revendications 1 à 8 dans lequel l'étape (b) de séparation de ladite phase gazeuse, ladite phase liquide organique et ladite phase liquide aqueuse est effectuée à une pression voisine de la pression de réaction.10. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9 dans lequel au moins une partie de la phase gazeuse séparée à l'étape (b) est recyclée à l'entrée de l'étape (a). 11. Procédé selon l'une des revendications 1 à 10 dans lequel au moins une partie de l'effluent liquide organique de l'étape de séparation (b) est soumis à une hydrogénation. 12. Procédé selon la revendication 11 dans lequel l'hydrogénation est réalisée par contact avec un gaz riche en hydrogène sur un catalyseur contenant un métal du groupe VIII, sur un support de type alumine, silice ou silice-alumine, à une VVH de 1 à 8 h-1, une température entre 100 et 250 C en entrée du réacteur et une pression opératoire comprise entre 20 et 50 bars. 13. Procédé selon la revendication 12 dans lequel ledit catalyseur comprend de 0,1 à 10 % en masse de palladium. 14. Procédé selon la revendication 12 dans lequel ledit catalyseur comprend de 1 à 60 % en masse de nickel.