FR 3148597 A1 20241115 FR 2304723 A 20230512 L’invention concerne un procédé de dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du PET. Le procédé comporte une étape a) de conditionnement de la charge polyester, une étape de dépolymérisation b) qui met en œuvre plusieurs sections de réaction (A) (B) (N), une étape de séparation (c) du diol, une étape de séparation (d) d’un effluent impuretés lourdes, optionnellement une étape de décoloration (f) suivie d’une étape de cristallisation (g). L’effluent impuretés lourdes subit une étape de séparation (e) pour produire deux fractions : une première fraction dont au moins 70% poids est envoyé au deuxième réacteur (B) et une deuxième fraction qui est au moins en partie évacuée du procédé. Figure 1 à publier PROCÉDÉ DE DÉPOLYMÉRISATION D’UN POLYESTER COMPRENANT DU POLYÉTHYLÈNE TÉRÉPHTALATE AVEC RECYCLE D’UN EFFLUENT D’OLIGOMERES L’invention concerne un procédé de dépolymérisation d’un polyester, en particulier le polyester téréphtalate, comprenant du polyéthylène téréphtalate (PET), en vue de son recyclage dans une unité de polymérisation. Plus particulièrement, l’invention concerne un procédé de dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du PET, avec un recycle optimisé d’un effluent d’oligomères. 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. De nombreux polyesters sont issus de circuits de collecte et de tri de matières. En particulier, le polyester, en particulier le PET, peut provenir 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 polyester issu de filières de collecte et de tri est appelé polyester à recycler. 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 ; - le PET multicouches, qui comporte des couches de 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. 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. La filière de recyclage de ces flux est en général constituée d’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 1% massique d’impuretés « macroscopiques » (verre, métaux, autres plastiques, bois, papier carton, éléments minéraux). 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) est nécessaire pour les usages alimentaires. Ce type de recyclage est appelé 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 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 particulières de séparation et de purification. Ce document envisage la possibilité d’une d’extrusion réactive dans une première étape de conditionnement de la charge pour initier la réaction de dépolymérisation. Il évoque également le recyclage des résidus lourds séparés lors des étapes de purification, pour être traités avec la charge polyester. 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 optimiser la phase de conditionnement de la charge polyester en effectuant un mélange de la charge avec au moins un effluent résidu oligomères recyclés en présence de diol, en amont de son introduction dans l’étape de dépolymérisation. La présente demande propose d’augmenter le rendement du procédé de dépolymérisation en optimisant l’utilisation de l’effluent impuretés lourdes obtenu lors de la séparation de l’effluent riche en monomères liquides. La présente invention concerne un procédé de dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du PET, ledit procédé comprenant : a) une étape de conditionnement, alimentée au moins par ladite charge polyester, pour produire un flux de charge conditionnée ; b) une étape de dépolymérisation mettant en œuvre une première section de réaction et au moins une deuxième section de réaction, ladite au moins une deuxième section de réaction opérant à une température strictement inférieure à la température de ladite première section de réaction, la première section de réaction étant alimentée au moins par le flux de charge conditionnée et éventuellement par un premier appoint de diol, ladite au moins une deuxième section de réaction étant alimentée par l’effluent de la première section de réaction, et par un effluent oligomères recyclés et éventuellement par un deuxième appoint de diol, de sorte que la quantité totale de diol alimentant ladite étape b) est ajustée à 1 à 20 moles de diol par mole de diester alimentant ladite étape b), ladite étape b) étant opérée à une température comprise entre 180 et 300°C, et avec un temps de séjour compris entre 0,334 et 10 h ; c) une étape de séparation du diol alimentée au moins par l’effluent de l’étape b), opérée à une température comprise entre 100 et 250°C, à une pression inférieure à celle de l’étape b) et produisant un effluent diol et un effluent riche en monomères liquide, l’effluent diol étant au moins en partie recyclé pour composer au moins une partie de l’un des flux suivants : le premier appoint de diol et le deuxième appoint de diol qui alimentent éventuellement l’étape b) ; d) une étape de séparation de l’effluent riche en monomères liquide issu de l’étape c) en un effluent impuretés lourdes et un effluent monomères pré-purifié, opérée à une température inférieure ou égale à 250°C et une pression inférieure ou égale à 0,001 MPa avec un temps de séjour liquide inférieur ou égal à 10 min, e) une étape de séparation dudit effluent impuretés lourdes en deux fractions : une première fraction dont au moins 70% poids composent l’effluent oligomères recyclés qui alimente l’étape b) et une deuxième fraction qui est au moins en partie évacuée du procédé ; f) optionnellement une étape de décoloration de l’effluent monomères pré-purifié, opérée à une température comprise entre 100 et 250°C, et à une pression comprise entre 0,1 et 1,0 MPa en présence d’un adsorbant, et produisant un effluent monomères purifié, g) optionnellement une étape de cristallisation de l’effluent monomères purifié, mettant au moins en œuvre une section de production de solide, opérée à une température entre 0 et 100°C et à une pression comprise entre 0,00001 et 1,00 MPa, suivie d’une section de séparation solide-liquide, produisant un effluent monomères décoloré et purifié. Le fait de recycler les oligomères obtenus à l’étape e) dans la deuxième section de réaction de l’étape de dépolymérisation b) qui fonctionne à un niveau de température inférieur à celui de la première section de réaction et à une température inférieure à celle mise en œuvre lors de l’étape de conditionnement a) présente plusieurs avantages, notamment : - une amélioration de la qualité du monomère produit, en particulier un abaissement de la proportion en co-monomère notamment en BHETdeg dans le produit monomère, responsable de la plus grande perte de rendement après les oligomères. En effet, le fait de recycler les oligomères permet d’accélérer la vitesse de formation du monomère diester (monomère d’intérêt), en particulier du BHET, tout en conservant une vitesse de formation du BHETdeg identique à celle du cas sans recycle des oligomères ; - une réduction des phénomènes de thermo-dégradation par évitement de la présence des monomères et des oligomères dans les zones les plus chaudes du procédé, notamment à l’étape (a) de conditionnement et dans la première section de réaction de l’étape (b). Cet effet participe à l’amélioration de la qualité du produit final ; - une réduction des températures des sections réactionnelles ce qui permet également d’améliorer la qualité du produit et d’améliorer le rendement énergétique du procédé. Selon l’invention, ladite charge polyester peut comprendre au moins du PET coloré, du PET opaque ou leurs mélanges. L’étape a) de conditionnement peut mettre au moins en œuvre une section de conditionnement (a1) pour produire un flux de charge fluide, et une section de mélange (a2) pour produire un flux mélangé, ledit flux mélangé correspondant au flux de charge conditionnée, ladite section de conditionnement (a1) étant alimentée au moins par ladite charge polyester et étant mise en œuvre à une température entre 150 et 300°C, ladite section de mélange (a2) étant au moins alimentée par ledit flux de charge fluide issu de la section de conditionnement et un flux diol, au moins une partie dudit flux diol étant de préférence composé par au moins une fraction de l’effluent diol issu de l’étape c), ladite section de mélange (a2) étant opérée à une température entre 150 et 300°C, avec un temps de séjour entre 0,5 seconde et 20 minutes. La section de conditionnement (a1) peut être opérée dans une extrudeuse, ladite section de mélange (a2) de la charge polyester de l’étape a) pouvant éventuellement être mise également en œuvre au sein de ladite extrudeuse. La section de mélange (a2) peut mettre en œuvre au moins un mélangeur statique ou dynamique. Dans l’étape a), le rapport pondéral du flux diol introduit à l’étape a) par rapport à la charge polyester, peut être compris entre 0,03 et 6,00, de préférence entre 0,05 et 5,00, préférentiellement entre 0,10 et 4,00, de manière préférée entre 0,50 et 3,00. Ladite au moins une deuxième section de réaction peut être opérée à une température inférieure de 5 à 50°C, par rapport à la température de ladite première section de réaction. L’effluent oligomères recyclés qui alimente ladite au moins une deuxième section de réaction peut comprendre l’intégralité de la première fraction provenant de l’étape e). Selon un mode de réalisation particulier, à l’étape e) la deuxième fraction peut être scindée en deux parties, une première partie étant injectée dans l’une des sections de réaction de l’étape b) en aval de la première section de réaction, la deuxième partie étant évacuée du procédé. Selon l’invention, l’étape de dépolymérisation peut comporter deux sections de réaction. Alternativement, selon l’invention, l’étape de dépolymérisation peut comporter trois sections de réaction, la deuxième section de réaction et la troisième section de réaction étant chacune alimentées par une partie, variant entre 0 et 100% poids, de l'effluent oligomères recyclés, la sommes desdites parties constituant 100% poids dudit effluent oligomères recyclés. L’étape de dépolymérisation peut comporter au moins une boucle interne de recirculation mettant en œuvre au moins les opérations suivantes : le soutirage d’une fraction du système réactionnel de l’une des sections de réaction, la filtration de ladite fraction, et la réinjection de ladite fraction dans l’une des sections de réaction. L’étape de séparation e) peut être réalisée de manière à obtenir une première fraction enrichie en oligomères et une deuxième fraction enrichie en impureté lourdes, la première fraction enrichie en oligomères comportant une teneur en oligomères strictement supérieure à la teneur en oligomères dudit effluent impuretés lourdes et la deuxième fraction comportant une teneur en impuretés lourdes strictement supérieures à la teneur en impuretés lourdes dudit effluent impuretés lourdes. La première fraction obtenue à l’étape e) peut être mélangée avec un flux diol, de préférence avec une fraction de l’effluent diol obtenu à l’étape c) avant d’être recyclée à l’étape b) et/ou éventuellement à l’étape a). L’étape de séparation du diol c) peut être mise en œuvre dans 1 à 5 sections de séparation gaz-liquide successives produisant chacune un effluent gaz et un effluent liquide, l’effluent liquide de la section antérieure alimentant la section ultérieure, l’effluent liquide issu de la dernière section de séparation gaz-liquide constituant l’effluent riche en monomères liquide, l’ensemble des effluents gaz étant récupéré pour constituer l’effluent diol. Selon un perfectionnement de l’invention, la section de conditionnement peut être alimentée, en outre, avec un flux de diol. Liste des figures [Fig 1] La représente un schéma du procédé selon l’invention. La est expliquée ci-après. [Fig 2] La représente un schéma particulier du procédé selon l’invention et illustre le procédé selon l’invention décrit dans l’Exemple 1. [Fig 3] La représente un schéma d’un procédé de dépolymérisation d’un polyester non conforme à l’invention, comprenant un recycle vers l’étape de conditionnement a), et illustre le procédé décrit dans l’Exemple 2 comparatif. [Fig 4] La représente un schéma d’un procédé de dépolymérisation d’un polyester non conforme à l’invention, comprenant un recycle au réacteur A et illustre le procédé décrit dans l’Exemple 3 comparatif. [Fig 5] La représente un schéma de procédé de dépolymérisation d’un polyester non conforme à l’invention, et illustre le procédé décrit dans l’Exemple 4 comparatif. Les références utilisées aux figures 2 à 5 identiques aux références utilisées à la représentent et désignent les mêmes éléments. La illustre un schéma de procédé selon l’invention sans en limiter la portée. Dans le mode de réalisation décrit en référence à la , le procédé met en œuvre une étape (a) de conditionnement de la charge (1) comprenant du PET. L’étape (a) de conditionnement met en œuvre une section de conditionnement (a1) (par exemple une extrudeuse) pour conditionner la charge (1) et obtenir une charge fluide, au moins une section de mélange (a2) (par exemple un mélangeur statique ou dynamique, ou une portion d’extrudeuse) alimentée par la charge fluide et un flux diol (2) qui peut être avantageusement une fraction de l’effluent diol (3) récupéré dans l’étape (c). Le flux mélangé (ou flux de charge conditionnée) obtenu à l’issu de l’étape (a) est introduit dans l’étape (b) de dépolymérisation qui met en œuvre plusieurs sections de réaction, par exemple : une première section de réaction (A) et une deuxième section de réaction (B), voir d’autres sections de réaction. Sur la , seules les sections de réaction (A), (B) et (N) sont représentées. Sans sortir du cadre de l’invention, il peut y avoir d’autres sections de réaction entre la section de réaction (B) et la section de réaction (N). Le mélange passe successivement dans la section de réaction (A) puis dans la section de réaction (B), éventuellement dans une section de réaction non représentée, puis dans la section de réaction (N). Chacune des sections de réaction peut être alimentée en diol (3) provenant de l’étape (c). L’effluent obtenu à l’issue de l’étape de dépolymérisation (b) est introduit dans l’étape (c) de séparation du diol permettant de récupérer un effluent diol (3) et un effluent riche en monomères. L’effluent riche en monomères est introduit dans l’étape (d) de séparation permettant d’obtenir un effluent monomères pré-purifié et d’éliminer un effluent impuretés lourdes, comportant des oligomères et des impureté lourdes, qui est envoyé à l’étape de séparation (e). A l’étape de séparation (e), l’effluent impuretés lourdes est séparé en deux fractions une première fraction (6) constituant l’effluent oligomères recyclés qui alimente l’étape (b) et une deuxième fraction (7) qui est évacuée du procédé selon l’invention, en d’autres termes qui est purgée. Selon l’invention, au moins 70% poids de la première fraction constituant l’effluent oligomères recyclé qui alimente l’étape (b) est injectée dans la deuxième section de réaction (B). Avant d’être recyclé à l’étape (b), l’effluent oligomères recyclés peut être mélangé dans un mélangeur statique ou dynamique (a3) avec un flux diol (2) qui peut être avantageusement une fraction de l’effluent diol (3) récupéré dans l’étape (c). L’effluent monomères pré-purifié obtenu à l’issu de l’étape d) peut être envoyé à une étape (f) de décoloration par adsorption, puis une étape de cristallisation (g) pour récupérer un effluent monomère diester purifié décoloré (4). L’effluent diol (3) obtenu à l’étape (c) est avantageusement recyclé, en tout ou en partie, vers l’étape (b) dans l’une ou plusieurs des sections de réaction (A), (B) et (N) ou une éventuelle section de réaction supplémentaire entre la section (B) et (N). De plus une fraction de l’effluent diol (3) obtenu à l’étape (c) peut être recyclée à l'une ou plusieurs des étapes suivantes : à l’étape (f), à l’étape (a), comme flux diol (2), par exemple dans le mélangeur statique (a2) et/ou dans l’étape (e), en étant mélangé à l’effluent impuretés lourdes avant séparation et/ou dans le mélangeur (a3) pour être mélangé à l’effluent oligomère recyclé (6) avant d’être envoyé à l’étape (b). 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 polyester » correspond au nombre de moles de motif –[O-CO-O-(C 6 H 4 )-CO-O-CH 2 -CH 2 ]-, qui est le motif diester issu de la réaction du PTA et de l’éthylène glycol, dans le PET compris dans ladite charge polyester. Selon l’invention, le terme « monomère » ou « monomère diester » désigne avantageusement le monomère d’intérêt. De préférence, le monomère d’intérêt est 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 le motif diester issu de la réaction du PTA et de l’éthylène glycol, dans le PET compris dans ladite charge polyester. Il existe des co-monomères, définis par l’occurrence d’un seul motif téréphtalique, mais différent du BHET. Le plus prépondérant est le 2-(2-hydroxyéthoxy) éthyle 2-hydroxyéthyle téréphtalate (BHETdeg) de formule chimique HOC 2 H 4 -CO 2 -(C 6 H 4 )-CO 2 -C 2 H 4 O-C 2 H 4 OH et CAS# 65133-69-9. Le terme « oligomère » désigne typiquement un polymère de petite taille, constitué généralement de 2 à 20 motifs élémentaires de répétition. Selon l’invention, le terme « oligomère d’ester » ou « oligomère diester » ou encore « oligomère de BHET » 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. Le terme « impuretés lourdes » désigne notamment les pigments, des polymères, éventuellement présents, autres que le polyester et des catalyseurs de polymérisation. Selon l’invention, les termes « diol » et « glycol » sont utilisés indifféremment et correspondent à des composés comprenant 2 groupements hydroxyle –OH. Le diol préféré est l’éthylène glycol, encore appelé mono-éthylène glycol ou MEG. Les flux diol ou effluent diol, mis en jeu dans les étapes du procédé de l’invention, comprennent ainsi de préférence de l’éthylène glycol (ou MEG) en quantité très majoritaire, c’est-à-dire de sorte que le MEG représente 95% poids ou plus du poids total dudit flux diol ou effluent diol. Le terme « colorant » définit une substance soluble dans la matière polyester et utilisée pour la colorer. Le colorant peut être d’origine naturelle ou synthétique. Selon l’invention, le terme « pigment », plus particulièrement pigment colorant et/ou opacifiant, définit une substance finement divisée, insoluble en particulier dans la matière polyester. Les pigments sont sous forme de particules solides, de taille comprise généralement entre 0,1 et 10 µm, et en majorité entre 0,4 et 0,8 µm. Ils sont souvent de nature minérale. Les pigments généralement utilisés, notamment pour opacifier, sont des oxydes métalliques comme TiO 2 , CoAl 2 O 4 , Fe 2 O 3 , des silicates, des polysulfides, et du noir de carbone. Selon la présente invention, les expressions « compris entre … et … » et « entre … et … » signifient que les valeurs limites de l’intervalle sont incluses dans la gamme de valeurs décrite. Si tel n’est pas le cas et que les valeurs limites ne sont pas incluses dans la gamme décrite, une telle précision sera apportée par la présente description. Dans le sens de l’invention, les différentes plages de paramètres pour une étape donnée telles que les plages de pressions et les plages de températures peuvent être utilisées seules ou en combinaison. Par exemple, dans le sens de la présente invention, une plage 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 et/ou préférés de l’invention sont décrits. Ils peuvent être mis en œuvre séparément ou combinés entre eux sans limitation de combinaisons lorsque cela est techniquement réalisable. Selon la présente invention, les pressions sont des pressions absolues. Elles sont données en MPa (ou MPa). Selon l’invention, les temps et durées sont exprimés en heures (h), en minutes (min) et/ou en secondes (sec). Les termes « amont » et « aval » sont à comprendre en fonction de l’écoulement général du/des fluides ou flux en question dans le procédé. Charge Le procédé selon l’invention est alimenté par une charge polyester comprenant au moins un polyester, c'est-à-dire un polymère dont le motif de répétition de la chaine principale contient une fonction ester, et comprenant du polyéthylène téréphtalate (PET), de préférence comprenant au moins du PET coloré et/ou du PET opaque, ou leurs mélanges. Ladite charge polyester est avantageusement une charge polyester à recycler, issue des filières de collecte et de tri des déchets, en particulier des déchets plastiques. Ladite charge polyester peut provenir, par exemple, de la collecte de bouteilles, barquettes, films, résines et/ou fibres constitués de polyéthylène téréphtalate. Avantageusement, la charge polyester comprend au moins 50 % poids, de préférence au moins 70% poids, de manière préférée au moins 90 % poids de polyéthylène téréphtalate (PET). De préférence, ladite charge polyester comprend au moins un PET choisi parmi le PET coloré, opaque, foncé, multicouche et leurs mélanges. De manière très particulière, ladite charge polyester 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. Ladite charge polyester comprend avantageusement de 0,1% à 10% poids de pigments, avantageusement de 0,1 à 5% poids. Elle peut également comprendre notamment de 0,05% à 1% de colorants, de préférence de 0,05 à 0,2% poids. Dans les filières de collecte et de tri, les déchets de résine polyester sont lavés et broyés avant de constituer la charge polyester du procédé selon l’invention. Les déchets de fibres polyester sont densifiés sous forme de granules ou de popcorn de manière à pouvoir être introduits mécaniquement dans le procédé selon l'invention. La charge polyester peut donc être, en tout ou partie, sous forme de granules ou paillettes (flakes selon le terme anglais), dont la plus grande longueur est inférieure à 10 cm, 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. La charge 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. Ladite charge polyester peut, en outre, comprendre du polyester issu des rebuts de production des procédés de polymérisation et/ou de transformation de la matière polyester. La charge polyester peut également comprendre des éléments utilisés comme catalyseur de polymérisation et comme agents stabilisants dans les procédés de production de PET, tels que l’antimoine, le titane, l’étain. Étape a) de conditionnement Ledit procédé selon l’invention comprend une étape a) de conditionnement qui est alimentée au moins par la charge polyester et éventuellement un flux diol, pour produire un flux de charge conditionnée. L’étape a) de conditionnement permet de rendre la charge polyester au moins en partie liquide. En effet, l’étape a) permet de porter la charge polyester aux conditions opératoires, de température et de pression, de l’étape b) de dépolymérisation et de la rendre au moins en partie liquide. De préférence, ladite étape a) de conditionnement polyester est mise en œuvre à une température entre 150 et 300°C, de manière préférée entre 225 et 275°C. Cette température est suffisamment élevée pour être proche voire légèrement supérieure à la température de fusion du polyester, en particulier du PET, de la charge polyester, de manière à ce que cette dernière soit au moins en partie liquide, mais est maintenue la plus faible possible pour minimiser la dégradation du polyester. De préférence, l’étape a) de conditionnement est opérée sous atmosphère inerte pour limiter l’introduction d’oxygène dans le système et l’oxydation de la charge polyester. De préférence, ladite étape a) de conditionnement met au moins en œuvre une section de conditionnement et une section de mélange, ladite section de conditionnement étant alimentée au moins par ladite charge polyester et produit un flux de charge fluide, ladite section de mélange étant au moins alimentée par ledit flux de charge fluide et au moins un flux diol, ladite section de mélange produisant un flux mélangé. Dans ce mode de réalisation préféré, le flux mélangé correspond au flux de charge conditionnée qui est récupérée en sortie d’étape a) et qui alimente avantageusement l’étape b) de dépolymérisation. Ladite section de conditionnement de l’étape a) permet de chauffer et de mettre en pression ladite charge polyester aux conditions opératoires de l’étape b) de dépolymérisation. Dans la section de conditionnement, la charge polyester est progressivement chauffée à une température proche voire légèrement supérieure à sa température de fusion de manière à devenir au moins en partie liquide. Avantageusement, au moins 70% poids de la charge polyester, très avantageusement au moins 80% poids, de préférence au moins 90% poids, préférentiellement au moins 95% poids de la charge polyester est sous forme liquide à l’issue de la section de conditionnement de l’étape a). La température à laquelle la section de conditionnement de l’étape a) est mise en œuvre est avantageusement comprise entre 150 et 300°C, de préférence entre 225 et 275°C. De préférence, la section de conditionnement est opérée sous atmosphère inerte pour limiter l’introduction d’oxygène dans le système et l’oxydation de la charge polyester. La section de conditionnement peut être opérée avec ajout d’un flux de diol à la charge polyester. Dans ce cas le rapport pondéral de diol par rapport à la charge polyester, dans la section de conditionnement est entre 0,001 et 0,1, de préférence entre 0,002 et 0,05, de manière préférée entre 0,003 et 0,03. Selon un mode de réalisation préféré de l’invention, ladite section de conditionnement est une section d’extrusion qui correspond à une section de convoyage à vis. En d’autres termes, la section de conditionnement est opérée dans une extrudeuse. Le temps de séjour dans ladite section d’extrusion, défini comme le volume de ladite section divisé par le débit volumique de charge, est avantageusement inférieur ou égal à 5h, de préférence inférieur ou égal à 1h, préférentiellement inférieur ou égal à 30 min, de manière préférée inférieur ou égal à 10 min et de préférence supérieur ou égal à 2 min. Avantageusement, la section d’extrusion permet de conditionner la charge polyester telle que le flux de charge fluide se trouve à une température entre 150 et 300°C, de préférence entre 225 et 275°C, et à une pression entre la pression atmosphérique (c’est-à-dire 0,1 MPa) et 20 MPa. Ladite section d’extrusion est avantageusement connectée à un système d’extraction sous vide de manière à éliminer des impuretés telles que des gaz dissous, des composés organiques légers et/ou de l’humidité présents dans la charge. Ladite section d’extrusion peut également avantageusement comprendre un système de filtration pour éliminer des particules solides de taille supérieure à 40 µm, et de préférence inférieure à 2 cm, telles que des particules de sable. L’alimentation de la charge polyester dans l’extrudeuse est avantageusement réalisée par toutes méthodes connues de l’homme du métier, par exemple via une trémie d’alimentation, et est avantageusement inertée pour limiter l’introduction d’oxygène dans le système. La section de mélange est au moins alimentée par ledit flux de charge fluide issu de la section de conditionnement et par un flux diol. Ladite section de mélange permet avantageusement de mettre en contact ladite charge polyester, préalablement traitée dans la section de conditionnement, avec un flux diol. Cette mise en contact a pour effet d’initier la réaction de dépolymérisation de la charge polyester, avant l’introduction dans l’étape b) de dépolymérisation. Elle permet également de réduire sensiblement la viscosité de la charge, ce qui facilite son transport notamment vers l’étape b) de dépolymérisation. Très avantageusement, ledit flux diol qui alimente la section de mélange est au moins en partie composé d’au moins une fraction de l’effluent diol issu de l’étape c) du procédé. Dans ce mode de réalisation préférée, ladite section de mélange de l’étape a) (appelée encore section de mélange de la charge polyester) est avantageusement mise en œuvre à une température entre 150 et 300°C, de préférence entre 225 et 275°C, à un temps de séjour entre 0,5 seconde et 20 minutes, de préférence 1 seconde et 5 minutes, de manière préférée entre 3 secondes et 3 minutes, et telle que le rapport pondéral du flux diol introduit à l’étape a) (i.e. dans la section de mélange et éventuellement dans la section de conditionnement) par rapport à la charge polyester est entre 0,03 et 6,00, de préférence entre 0,05 et 5,00, préférentiellement entre 0,10 et 4,00, de manière préférée entre 0,50 et 3,00. Le temps de séjour est défini ici comme le rapport entre le volume de liquide dans ladite section de mélange par rapport au débit volumique de charge diester dans ladite section de mélange. Dans un premier mode de réalisation, ladite section de mélange peut mettre en œuvre au moins un mélangeur statique ou dynamique, de préférence entre un et cinq mélangeurs statiques ou dynamiques successifs. Dans un second mode de réalisation très avantageux et lorsque la section de conditionnement est opérée dans une extrudeuse, la section de mélange de la charge polyester peut ainsi être mise en œuvre au sein de l’extrudeuse. Dans ce cas, il s’agit d’une phase d’extrusion réactive. Le flux diol et le flux de diol, si mis en œuvre, peuvent être composés chacun d’un appoint en diol externe au procédé selon l’invention, d’une fraction de l’effluent diol issu de l’étape c), ou leurs mélanges, de manière préférée une fraction de l’effluent diol issu de l’étape c). De préférence, le flux diol et/ou le flux de diol, est(sont) avantageusement chauffé(s) préalablement à son(leur) alimentation dans l’étape a) afin de faciliter la mise en température de la charge polyester. Étape b) de dépolymérisation Le procédé selon l’invention comprend une étape de dépolymérisation mettant en œuvre une première section de réaction et au moins une deuxième section de réaction, ladite au moins une deuxième section de réaction opérant à une température strictement inférieure à ladite première section de réaction, la première section de réaction étant alimentée au moins par le flux de charge conditionnée et éventuellement par un premier appoint de diol, ladite au moins une deuxième section de réaction étant alimentée par l’effluent de la première section de réaction, un effluent oligomères recyclés et éventuellement par un deuxième appoint de diol. Ledit effluent oligomères recyclés comprend au moins 70% poids de la première fraction séparée à l’étape e). La réaction de dépolymérisation correspond à une réaction de dépolymérisation par alcoolyse, de préférence par glycolyse, c’est-à-dire de préférence en présence de diol. Avantageusement, l’étape de dépolymérisation est opérée de sorte que la quantité totale de diol alimentant ladite étape b), correspondant à la somme des quantités de diol introduites à l’étape a) et à l’étape b), est ajustée de 1 à 20 moles, de préférence de 3 à 15 moles, de manière préférée de 5 à 10 moles de diol par mole de diester alimentant ladite étape b). En d’autres termes, l’étape de dépolymérisation est avantageusement opérée de sorte que le rapport pondéral entre la quantité totale de diol introduit en étape a) et étape b) par rapport à la quantité totale de diester contenu dans le flux de charge conditionnée et éventuellement la fraction de l’effluent oligomères recyclés provenant de l’étape e) recyclée à l’étape b) est compris respectivement environ entre 0,3 et 6,7, de préférence environ entre 1, 0 et 5,0, de manière préférée entre 1,7 et 3,3. Avantageusement, ladite étape b) de dépolymérisation met en œuvre au moins deux sections de réaction, par exemple entre 2 et 4 sections de réaction, de manière préférée deux ou trois sections de réaction. Les sections de réaction fonctionnent en série, c’est-à-dire que l’effluent issu d’une section de réaction alimente une section de réaction en aval. Par exemple, l’effluent issu de la première section de réaction alimente la deuxième section de réaction, l’effluent issu de la deuxième section de réaction alimente la troisième section de réaction, et ainsi de suite. Chaque section de réaction peut être mise en œuvre dans tout type de réacteur connu de l’homme du métier permettant de réaliser une réaction de dépolymérisation ou de trans-estérification, de préférence, dans un réacteur agité par un système d’agitation mécanique ou/et par boucle de recirculation ou/et par fluidisation. Ledit réacteur peut comprendre un fond conique permettant de purger les impuretés. Selon l’invention, la (ou les) section(s) de réaction à partir de la deuxième section de réaction est opérée à une température strictement inférieure à la température de la première section de réaction, de préférence à une température inférieure de 5 à 50°C, préférentiellement inférieure de 10 à 50°C, voire inférieure de 20 à 40°C, par rapport à la température de la première section de réaction. Lesdites sections de réaction sont opérées à une température comprise entre 180 et 300°C, de préférence entre 190 et 300°C, de manière préférée entre 200°C et 280°C, en particulier en phase liquide. Le temps de séjour dans l’étape de dépolymérisation, c’est-à-dire le temps de séjour cumulé dans les sections de réactions mise en œuvre à l’étape de dépolymérisation est compris entre 0,334 et 10 h, de préférence entre 0,5 et 8 h, et préférentiellement entre 1 et 6 h. Le temps de séjour est défini comme le rapport du volume de liquide desdites sections réactionnelles sur le débit volumique du flux sortant de la dernière section de réaction. La pression d’opération de la ou desdites section(s) de réaction de l’étape b) est déterminée de manière à maintenir le système réactionnel en phase liquide. Cette pression est avantageusement d’au moins 0,1 MPa, préférentiellement au moins 0,4 MPa, et de préférence inférieure à 5 MPa. Par système réactionnel, on entend l’ensemble des constituants et phases présents au sein de ladite étape b) issus de l’alimentation de ladite étape. Le diol est avantageusement du monoéthylène glycol. La réaction de dépolymérisation peut être réalisée en présence ou non d’un catalyseur. Lorsque la réaction de dépolymérisation est réalisée en présence d’un catalyseur, ce dernier 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 . De préférence, ladite étape de dépolymérisation est réalisée sans ajouter de catalyseur externe à la charge polyester. Ladite étape de dépolymérisation peut être avantageusement réalisée en présence d’un agent adsorbant solide sous forme de poudre ou mis en forme, dont la fonction est de capter au moins une partie des impuretés colorées, soulageant ainsi l’étape f) de décoloration. Ledit agent adsorbant solide est avantageusement un charbon actif. La réaction de dépolymérisation permet avantageusement de convertir la charge polyester en monomères et oligomères d’esters, avantageusement le PET en, au moins un monomère diester et des oligomères d’ester, en particulier le monomère bis(2-hydroxyethyl) téréphtalate (BHET) et oligomères de BHET. La conversion de la charge polyester dans ladite étape de dépolymérisation est supérieure à 50 %, de préférence supérieure à 70 %, de manière préférée supérieure à 85%. Le rendement molaire en monomère diester, en particulier en BHET, est supérieur à 50 %, de préférence supérieur à 70%, de manière préférée supérieur à 85%. Le rendement molaire en monomère diester, en particulier en BHET, correspond au débit molaire de monomère diester, en particulier en BHET, en sortie de ladite étape b) sur le nombre de moles de diester (c’est-à-dire de motifs diester) dans la charge polyester alimentant ladite étape b). Une boucle interne de recirculation peut être avantageusement mise en œuvre dans l’étape b), c’est-à-dire le soutirage d’une fraction du système réactionnel de l’une des sections de réaction, de préférence la filtration de cette fraction, et la réinjection de ladite fraction dans l’une des sections de réaction. Le système réactionnel correspond au fluide contenu dans chacune des sections de réaction. Selon un mode de réalisation la réinjection de la fraction peut être effectuée dans la même section de réaction à partir de laquelle la fraction a été soutirée. Alternativement, le soutirage de la fraction peut être effectué depuis l’une des sections de réaction et la réinjection de ladite fraction peut être réalisée dans une autre section de réaction différente de celle à partir de laquelle le soutirage a été réalisé. Le procédé selon l’invention peut comporter plusieurs boucles de soutirage. Par exemple, chacune des sections de réaction est équipe d’une boucle de recirculation, chacune des boucles de recirculation pouvant effectuer un soutirage et une réinjection dans la même section de réaction. Cette (ces) boucle(s) interne(s) permet(tent) d’éliminer les impuretés solides, « macroscopiques », éventuellement comprises dans le liquide réactionnel. Avantageusement, l’étape b) de dépolymérisation permet d’obtenir un effluent réactionnel qui est envoyé vers une étape c) de séparation du diol. Étape c) de séparation du diol Le procédé selon l’invention comprend une étape c) de séparation du diol, alimentée au moins par l’effluent de l’étape b), opérée à une température comprise entre 100 et 250°C, à une pression inférieure à celle de l’étape b) et produisant un effluent diol et un effluent riche en monomères liquide. L’étape c) a pour fonction principale de récupérer tout ou partie du diol non réagi. L’étape c) est opérée à une pression inférieure à celle de l’étape b) de manière à vaporiser une fraction de l’effluent de l’étape b) en un effluent gaz et un effluent liquide. Ledit effluent liquide constitue l’effluent riche en monomères liquides. L’effluent gaz, constitué à plus de 50% poids de diol, de préférence plus de 70% poids, de manière préférée plus de 90% poids, constitue un effluent diol. L’étape c) est avantageusement mise en œuvre dans une section de séparation gaz-liquide ou une succession de sections de séparation gaz-liquide, avantageusement de 1 à 5 sections de séparation gaz-liquide successives, très avantageusement de 3 à 5 de section de séparation gaz-liquide successives. Chacune des sections de séparation gaz-liquide produit un effluent liquide et un effluent gaz. L’effluent liquide de la section antérieure alimente la section ultérieure. L’ensemble des effluents gaz est récupéré pour constituer l’effluent diol. L’effluent liquide issu de la dernière section de séparation gaz-liquide constitue l’effluent riche en monomères liquide. Avantageusement, une, voire au moins deux sections de séparation gaz-liquide peut être mises en œuvre dans un évaporateur à film tombant ou un évaporateur à film raclé ou une distillation court-trajet. L’étape c) est opérée de telle sorte que la température des effluents liquides soit maintenue au-dessus de la valeur en dessous de laquelle le monomère, les oligomères de polyester précipitent, et en dessous d’une valeur haute, dépendant du ratio molaire diol/monomère, au-dessus de laquelle le monomère se re-polymérise de manière significative. La température dans l’étape c) est comprise entre 100 et 250°C, de préférence entre 110 et 220°C, de manière préférée entre 120 et 210 °C. L’opération en une succession de séparations gaz-liquide, avantageusement en une succession de 2 à 5, préférentiellement de 3 à 5 séparations successives, est particulièrement avantageuse car elle permet d’ajuster dans chaque séparation la température de l’effluent liquide répondant aux contraintes précitées, Un inhibiteur de re-polymérisation peut avantageusement être mélangé à l’effluent riche en monomères liquide avant d’alimenter ladite étape c). La pression dans l’étape c) est inférieure à celle de l’étape b) et est avantageusement ajustée pour permettre l’évaporation du diol à une température tout en minimisant la re-polymérisation et permettant une intégration énergétique optimale. Elle est de préférence comprise entre 0,00001 et 0,2 MPa, préférentiellement entre 0,00004 et 0,15 MPa, de manière préférée entre 0,00004 et 0,1 MPa. La ou les section(s) de séparation sont avantageusement agitée(s) par toute méthode connue de l’homme du métier. L’effluent diol peut contenir d’autres composés comme des colorants, de l’acétaldéhyde, du dioxane, du dioxolane, des alcools légers, de l’eau, des monomères diamine, uréthane, des diols dont du diéthylène glycol ou du cyclométhane diol. Au moins une fraction de l’effluent diol est recyclée, sous forme liquide (c’est-à-dire après condensation), l’étape b) et/ou éventuellement vers l’étape a), et optionnellement vers l’étape f), éventuellement en mélange avec un apport en diol externe au procédé selon l’invention. Tout ou partie dudit effluent diol peut être traité dans une étape de purification (3) préalablement à son recyclage, sous forme liquide (c’est-à-dire après condensation), vers l’étape b) et/ou éventuellement vers l’étape a) et/ou son utilisation en mélange dans l’étape e). Cette étape de purification peut comprendre, de manière non exhaustive, une adsorption sur solide (par exemple sur charbon actif) pour éliminer les colorants et une ou plusieurs distillations pour séparer les impuretés comme le diéthylène glycol, l’eau et d’autres alcools. L’effluent riche en monomères obtenu à l’étape c) est envoyé à l’étape d) de séparation. Étape d) de séparation du monomère Le procédé selon l’invention comprend une étape d) de séparation de l’effluent riche en monomères issu de l’étape c) produisant un effluent impuretés lourdes et un effluent monomères pré-purifié. Ladite étape d) est avantageusement opérée à une température inférieure ou égale à 250°C, de manière préférée inférieure ou égale à 230°C, et de façon très préférée inférieure ou égale à 215°C, et de préférence supérieure ou égale à 110°C, et une pression inférieure ou égale à 0,001 MPa, de préférence inférieure ou égale à 0,0005 MPa, de préférence supérieure ou égale à 0,000001 MPa, avec un temps de séjour liquide inférieur ou égal à 10 min, de préférence inférieur ou égal à 5 min, de manière préférée inférieur ou égal à 3 min, 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’étape d) sur le débit volumique du flux liquide sortant de l’étape d). Cette étape d) de séparation a pour objectif de séparer tout ou partie du monomère, en particulier le BHET, qui est vaporisé, des oligomères, non convertis entièrement, qui restent liquides et entrainent donc de oligomères correspondant à du polymère polyester partiellement converti et également les impuretés lourdes, notamment les pigments, d’autres polymères éventuellement présents et des catalyseurs de polymérisation, tout en minimisant la perte en monomères par re-polymérisation. Quelques oligomères peuvent être éventuellement entrainés avec le monomère, en particulier ceux de petite taille. Ces impuretés lourdes se retrouvent avec les oligomères dans l’effluent impuretés lourdes. Du fait de la présence possible dans la charge polyester de catalyseurs de polymérisation, la séparation doit être réalisée avec des temps de séjour liquide très courts et à une température n’excédant pas 250°C, afin de limiter tout risque de re-polymérisation du monomère lors de cette étape. Une séparation par distillation atmosphérique simple n’est donc pas envisageable. L’étape d) de séparation est avantageusement mise en œuvre dans un système d’évaporation à film tombant ou film raclé ou par distillation à court trajet à film tombant ou à film raclé. Une pression opératoire très faible est nécessaire pour pouvoir opérer l’étape d) à une température inférieure à 250°C, de préférence inférieure à 230°C, tout en permettant la vaporisation du monomère. Un inhibiteur de polymérisation peut avantageusement être mélangé à l’effluent riche en monomères liquide avant d’alimenter ladite étape d). Un fluxant peut également être avantageusement mélangé à l’effluent riche en monomères liquide avant d’alimenter ladite étape d), de manière à faciliter l’élimination des impuretés lourdes, notamment des pigments, en fond du système d’évaporation ou de distillation court trajet. Ce fluxant doit avoir une température d’ébullition très supérieure au monomère, en particulier au BHET, dans les conditions d’opération de l’étape d). Il peut s’agir par exemple de polyéthylène glycol, ou d’oligomères du PET. Ledit effluent impuretés lourdes comprend en particulier les pigments, des oligomères et du monomère non séparé. Ledit effluent impuretés lourdes obtenu à l’étape d) est envoyé à l’étape e) de séparation. Étape e ) de séparation de l’effluent impuretés lourdes Le procédé selon l’invention comprend une étape e) de séparation dudit effluent impuretés lourdes issu de l’étape d) de manière à produire deux fractions : une première fraction dont au moins 70% poids composent l’effluent oligomères recyclés qui alimente l’étape b) et une deuxième fraction qui est au moins en partie évacuée du procédé selon l’invention. L’effluent impuretés lourdes obtenu à l’issu de l’étape d) comporte du monomère, des oligomères et les impuretés lourdes, notamment les pigments, du polymère polyester non converti, éventuellement d’autres polymères et des catalyseurs de polymérisation. De préférence, la première fraction comporte au moins 50% poids, de préférence au moins 70%, de manière préférée au moins 80% poids, voir au moins 90% poids de l’effluent impuretés lourdes obtenu à l’issu de l’étape d). Selon un premier mode de réalisation, l’étape e) de séparation dudit effluent impuretés lourdes consiste en une simple division en deux fractions, les deux fractions ayant la même composition chimique. Selon un deuxième mode de réalisation, l’étape e) de séparation dudit effluent impuretés lourdes comportant le monomère, les oligomères et les impuretés lourdes est réalisée de manière à obtenir une première fraction enrichie en monomère et oligomères et une deuxième fraction enrichie en impuretés lourdes, c’est-à-dire que la première fraction enrichie en oligomères comporte une teneur en monomère et oligomères strictement supérieure à la teneur en monomère et oligomères dudit effluent impuretés lourdes issu de l’étape d) et que la deuxième fraction comporte une teneur en impuretés lourdes strictement supérieure à la teneur en impuretés lourdes dudit effluent impuretés lourdes. Par exemple la première fraction enrichie en monomère et oligomères comporte une teneur d’au moins 10% poids, de préférence au moins 50% poids, préférentiellement au moins 100% poids de monomère et d’oligomères supérieure à la teneur en monomère et oligomères dudit effluent en impuretés lourdes issu de l’étape d). Par exemple, la deuxième fraction enrichie en impuretés lourdes comporte une teneur d’au moins 10% poids, de préférence au moins 50% poids, préférentiellement au moins 100% poids supérieure à la teneur en impuretés lourdes dudit effluent impuretés lourdes issu de l’étape d). Dans le deuxième mode de réalisation, la séparation dudit effluent impuretés lourdes peut être réalisé par filtration, par décantation, par extraction au MEG, par centrifugation, etc. Par exemple, ledit effluent impuretés lourdes issu de l’étape d) peut subir avantageusement au moins une étape de séparation, par exemple par filtration de manière à réduire la quantité de pigments et/ou autres impuretés solides dans la première fraction et récupérer une deuxième fraction enrichie en pigments et/ou autres impuretés solides. De préférence, l’intégralité de la première fraction obtenue à l’étape e) peut être recyclée à l’étape de dépolymérisation b) : au moins 70% poids de cette première fraction sont injectés dans la ou l’une des sections de réaction en aval de la première section de réaction et le reste, c’est-à-dire, moins de 30% poids, de la première fraction est injecté dans une autre section de réaction de l’étape b), par exemple dans la première section de réaction. Par exemple, dans le mode de réalisation de l’étape b) avec deux sections de réaction, la première section de réaction est alimentée avec moins de 30% poids, de préférence moins de 20% poids, de manière plus préférée moins de 10% poids de la première fraction, et la deuxième section de réaction est alimentée avec au moins 70% poids, de préférence au moins 80 % poids, de manière plus préférée au moins 90% poids de la première fraction. Par exemple, dans le mode de réalisation de l’étape b) avec trois sections de réaction, la première section de réaction est alimentée avec moins de 30% poids, de préférence moins de 20% poids, de manière plus préférée moins de 10% poids de la première fraction, et la deuxième section de réaction et la troisième section de réaction sont chacune alimentées avec un pourcentage de la première fraction variant entre 0% poids et 70% poids, de préférence entre 0% poids et 80% poids, de manière plus préférée entre 0% poids et 90% poids, la somme de pourcentages de la première fraction alimentant la deuxième et la troisième section étant respectivement d’au moins 70% poids, de préférence au moins 80 % poids, de préférence au moins 90% poids de la première fraction. Selon un mode particulier de réalisation de l’invention, l’intégralité de la première fraction est recyclée par injection dans la ou l’une des sections de réaction en aval de la première section de réaction. Autrement dit, la première section de réaction n’est pas alimentée avec la première fraction. Afin de faciliter la séparation, l’effluent impureté lourdes peut être mélangé avec un effluent de diol, par exemple avec une partie de l’effluent diol issu de l’étape c), un appoint de diol externe au procédé selon l’invention, ou leurs mélanges. Avant d’être recyclée vers l’étape b), la première fraction peut être avantageusement mélangée avec un effluent de diol, par exemple avec une partie de l’effluent diol issu de l’étape c), un appoint de diol externe au procédé selon l’invention, ou leurs mélanges. Ce mélange peut être réalisé dans un mélangeur statique ou dynamique. Le mélange de la première fraction avec un effluent de diol facilite le recyclage des oligomères d’ester, en particulier des oligomères de BHET, puisque le mélange permet d’une part de fluidifier la première fraction, qui concentrent potentiellement des particules solides telles que des pigments et des composés polymères tels que des polyoléfines, des polyamides, des polyuréthanes présents dans la charge polyester traitée et contribuant à augmenter la viscosité et le pouvoir encrassant desdits résidus, et donc de simplifier l’opérabilité de leur transport, et d’autre part de réduire la viscosité de ladite première fraction et donc favoriser son mélange avec la charge polyester à l’étape de dépolymérisation. Selon un mode de réalisation, l’intégralité de la deuxième fraction enrichie en solide peut avantageusement être purgée du procédé, par exemple en étant envoyée vers un système d’incinération. Alternativement, selon un deuxième mode de réalisation, une partie de la deuxième fraction enrichie en solide peut être recyclée à l’étape de dépolymérisation, en l’injectant dans la ou l’une des sections de réaction en aval de la première section de réaction, l’autre partie restante de la deuxième fraction étant purgée du procédé, par exemple en étant envoyée vers un système d’incinération. De ce second mode de réalisation, la partie de la deuxième fraction qui est purgée peut représenter au moins 50% poids, voir au moins 70%, de préférence au moins 80% de la deuxième fraction. Étape f) optionnelle de décoloration Avantageusement, le procédé selon l’invention peut comprendre une étape de décoloration de l’effluent monomères pré-purifié issu de l’étape d), opérée à une température comprise entre 70 et 180°C, de préférence entre 80 et 150°C, et de manière préférée entre 90 et 120°C, et à une pression comprise entre 0,05 et 1,0 MPa, de préférence entre 0,05 et 0,8 MPa, et de manière préférée entre 0,1 et 0,5 MPa en présence d’au moins un adsorbant et produisant un effluent monomères purifié. Ledit adsorbant peut être tout adsorbant connu de l’homme du métier apte à capter les colorants, telles que du charbon actif, des argiles, avantageusement un charbon actif. L’effluent monomères pré-purifié peut être avantageusement mélangé avec un solvant. La mise en contact de l’effluent monomères pré-purifié avec le solvant peut être réalisée préalablement à la mise en contact avec ledit adsorbant. Ledit solvant éventuellement introduit est par exemple une fraction de l’effluent diol issu de l’étape c) éventuellement préalablement traité dans une étape de purification ou par exemple avec un appoint en diol externe au procédé selon l’invention ou encore par exemple avec de l'eau. Étape g) optionnelle de cristallisation L’effluent monomères purifié obtenu à l’étape f) optionnelle peut éventuellement être introduit dans une étape g) de cristallisation. Lorsqu’elle est mise en œuvre, l'étape de cristallisation g) met avantageusement en œuvre au moins une section de production de solide et au moins une section de séparation solide-liquide. L'étape g) de cristallisation, lorsqu’elle est mise en œuvre, permet d’obtenir un effluent monomère diester purifié décoloré et rejette un effluent solvant usagé. Avantageusement, l'étape g) de cristallisation met en œuvre une ou plusieurs opération(s) de cristallisation ou précipitation et une ou plusieurs opération(s) de séparation solide-liquide. Selon un mode de réalisation particulier, l'étape g) de cristallisation met en œuvre une section de production de solide comme décrite ci-après, suivie d’une section de séparation solide-liquide comme détaillée plus bas. Selon un autre mode de réalisation particulier, l'étape g) de cristallisation met en œuvre plusieurs sections de production de solide, de préférence entre deux et cinq sections de production de solide, comme décrites ci-après, chacune des sections de production de solide étant suivie d’une section de séparation solide-liquide comme détaillé plus bas. La section de production de solide de l'étape g) est avantageusement alimentée par l’effluent monomères purifié issu de l'étape f) optionnelle. Éventuellement, la section de production de solide peut également être alimentée par un solvant de cristallisation, qui est identique ou différent du solvant mis en œuvre à l'étape f) optionnelle. Le solvant de cristallisation est avantageusement choisi parmi l’eau, les mono-alcools, les diols, les éthers, les aldéhydes, les esters, les hydrocarbures et les mélanges d’au moins deux de ces composés appartenant à la même famille chimique ou des familles chimiques différentes. De préférence, ledit solvant de cristallisation est choisi parmi l’eau, les mono-alcools ayant entre 1 et 12 atomes de carbone, tels que le méthanol ou l’éthanol, les diols ayant entre 1 et 12 atomes de carbone. Très avantageusement, ledit solvant de cristallisation est l’eau, un mono-alcool ayant entre 1 et 12 atomes de carbone, tel que le méthanol ou l’éthanol, un diol ayant entre 1 et 12 atomes de carbone, tel que l’éthylène glycol. De manière préférée, le solvant de cristallisation est l’eau, un diol ayant entre 1 et 12 atomes de carbone, de préférence l’éthylène glycol, ou leurs mélanges. De préférence, lorsque les étapes f) de décoloration et g) de cristallisation sont mises en œuvre et du solvant de cristallisation est introduit à l’étape g), la quantité de solvant de cristallisation introduit dans la section de production de solide est ajustée de sorte que l’effluent monomères purifié qui alimente l'étape f) représente entre 1 et 75% poids, préférentiellement entre 5 et 45% poids, de manière préférée entre 15 et 35% poids, du poids total du mélange dans ladite section de production de solide (c’est-à-dire le mélange comprenant l’effluent monomères purifié, le solvant introduit à l'étape f) et le solvant de cristallisation introduit à l'étape g)). Préalablement à son introduction dans la section de production de solide, tout ou partie du solvant de cristallisation peut être chauffé, de préférence à la température à laquelle la section d’adsorption est opérée, ou refroidi et en particulier amené à une température de préférence comprise entre 0 et 120°C, de préférence entre 5 et 100°C, et de manière préférée entre 10 et 90°C. Avantageusement, la section de production de solide de l'étape g) optionnelle est opérée à une température (c’est-à-dire telle que la température de l’effluent issu de ladite section de production de solide est) comprise entre 0 et 100°C, de préférence entre 5 et 80°C, et de manière préférée entre 10 et 70°C. Plus précisément, dans la section de production de solide, l’effluent monomères purifié prétraité par adsorption, éventuellement en mélange avec le solvant de cristallisation, est refroidi de la température à laquelle est opérée la section d’adsorption, c’est-à-dire d’une température entre 70 et 180°C, de préférence entre 80°C et 150°C, préférentiellement entre 90 et 120°C, à une température entre 0 et 100°C, de préférence entre 5 et 80°C, et de manière préférée entre 10 et 70°C. Le refroidissement peut être mis en œuvre selon toute méthode connue de l’homme du métier. Par exemple, en particulier en mode discontinu (mode batch selon le terme anglosaxon consacré), le refroidissement de la température peut être réalisé sans régulation de la baisse de la température (c’est-à-dire sans rampe de température imposée ; ainsi seules les températures initiale et finale sont contrôlées) ou selon au moins une rampe décroissante de température, en particulier selon une rampe décroissante de température comprise entre 5 et 30°C/heure et plus particulièrement entre 8 et 15°C/heure, ou encore selon les deux modes qui s’enchainent successivement, c’est-à-dire sans contrôle pour une part du refroidissement et selon une rampe décroissante de la température, pour une autre part du refroidissement. Selon un autre exemple, le refroidissement peut être simplement dû à l’introduction du flux à refroidir, c’est-à-dire de l’effluent monomère prétraité par adsorption issu de l’étape f) d’adsorption ou du mélange comprenant l’effluent monomère prétraité par adsorption et le solvant de cristallisation, dans une capacité, dont le volume est avantageusement adapté au débit du flux à refroidir, maintenue à une température comprise entre 0 et 100°C, de préférence entre 5 et 80°C, et de manière préférée entre 10 et 70°C. La section de production de solide est avantageusement opérée à une pression comprise entre 0,00001 et 1,00 MPa, de préférence entre 0,0001 et 0,50 MPa, et de manière préférée entre 0,001 et 0,20 MPa. Selon un mode de réalisation particulier de l’invention, la section de production de solide est opérée sous vide, de préférence à une pression entre 0,0001 et 0,10 MPa, préférentiellement entre 0,001 et 0,01 MPa. Selon un autre mode de réalisation particulier, la section de production de solide est opérée avantageusement dans un réacteur double enveloppe, à une pression entre 0,01 et 1,00 MPa, de préférence entre 0,05 et 0,20 MPa, de manière préférée à pression atmosphérique c’est-à-dire à 0,10 MPa. Avantageusement, la section de production de solide a pour objectif de rendre solide, c’est-à-dire de cristalliser ou précipiter, au moins en partie le monomère diester, de préférence le BHET, présent dans l’effluent monomères purifié prétraité par adsorption et issu de l'étape f). Ainsi la section de production de solide comprend, de préférence consiste en, une phase de précipitation ou de cristallisation réalisée par toutes techniques de précipitation ou de cristallisation connues de l’homme du métier. De préférence, la section de production de solide est une section de cristallisation, par exemple par refroidissement ou par concentration, mise en œuvre dans tout équipement connu de l’homme du métier, tel que par exemple défini dans la revue des Techniques de L’ingénieur « Cristallisation industrielle – Aspects pratiques », réf. J2788 V1, suivie d’une séparation liquide-solide. Selon un mode de réalisation préféré, de l’eau comme solvant de cristallisation est mélangée à l’effluent monomères purifié issu de l'étape f) et la section de production de solide à l’étape g) est opérée dans des conditions telles que la température de l’effluent issu de ladite section de production de solide est comprise entre 5 et 50°C, de préférence entre 10 et 40°C. Selon un autre mode de réalisation préféré, le solvant de cristallisation introduit et mélangé à l’effluent monomères purifié issu de l'étape f) est l’éthylène glycol et la section de production de solide est opérée dans des conditions telles que la température de l’effluent issu de ladite section de production de solide est comprise entre 5 et 50°C, de préférence entre 10 et 40°C. Avantageusement ladite section de production de solide, de préférence par cristallisation, comprend une ou plusieurs opération(s) de cristallisation, fonctionnant en série ou en parallèle, réalisée(s) en batch ou en continu, de préférence en continu. La section de production de solide permet d’obtenir un effluent hétérogène, comprenant une phase solide de monomère diester et une phase liquide. L’effluent hétérogène est avantageusement envoyé vers la section de séparation solide-liquide. Dans la section de séparation solide-liquide de l’éventuelle étape g), le monomère diester, de préférence le BHET, avantageusement sous forme solide, en particulier sous forme de cristaux, est séparé de la phase liquide comprenant tout ou partie du solvant introduit dans l'étape f) et le solvant de cristallisation éventuellement introduit dans la section de production de solide. La section de séparation solide-liquide met avantageusement en œuvre tout moyen de séparation solide-liquide connu de l’homme du métier, en particulier au moins un système de filtration, de décantation et/ou de centrifugation. Le monomère diester solide ainsi séparé constitue l’effluent monomère diester purifié décoloré, la phase liquide constituant l’effluent solvant usagé. Selon un mode de réalisation particulier, l’effluent monomère diester purifié décoloré, récupéré à l’issue de l’étape g) optionnelle sous forme solide de préférence par filtration ou centrifugation, peut en outre subir avantageusement toutes ou certaines des opérations suivantes, réalisées une ou plusieurs fois sans ordre chronologique pré-défini : rinçage avec un solvant, identique ou différent du solvant alimentant l’étape f) ou éventuellement la section de production de solide de l’étape g) ; filtration ou centrifugation supplémentaire ; élimination du solvant résiduel par toute méthode connue de l’homme du métier, par exemple par un séchage par évaporation ; mise en forme, par exemple en poudre ou granulé ; et stockage du solide. Selon un autre mode de réalisation, l’effluent monomère diester purifié décoloré est récupéré, de préférence par filtration ou centrifugation, dans la section de séparation solide-liquide puis est directement envoyé (c’est-à-dire sans phase de stockage du solide) vers une étape de polymérisation connue de l’homme du métier, avec éventuellement, préalablement à la réaction de polymérisation, un rinçage avec de l’eau ou un effluent diol, par exemple un effluent éthylène glycol, de préférence un rinçage avec de l’eau, de l’effluent solide de monomère diester purifié décoloré, puis le chauffage du solide rincé pour être fondu. Selon un autre mode de réalisation, l’effluent monomère diester purifié décoloré est récupéré, de préférence par filtration ou centrifugation, dans la section de séparation solide-liquide puis le monomère est séché par l'un des moyens connus de l'homme de l'art avant d'être stocké ou convoyé jusqu'à une étape de polymérisation connue de l’homme du métier. Selon un autre mode de réalisation, l’effluent monomère diester purifié décoloré est récupéré, de préférence par filtration ou centrifugation, dans la section de séparation solide-liquide puis le monomère mis en forme après éventuellement avoir été séché par l'un des moyens connus de l'homme de l'art (granulation, pelletisation) avant d'être stocké ou convoyé jusqu'à une étape de polymérisation connue de l’homme du métier. L’effluent monomère purifié décoloré issu de l’étape g) optionnelle peut avantageusement alimenter une étape de polymérisation connue de l’homme du métier en vue de produire du PET que rien ne distingue du PET vierge. L’effluent monomère purifié décoloré peut avantageusement être mélangé avec de l’éthylène glycol, de l’acide téréphtalique ou du diméthyltéréphtalate suivant l’étape de polymérisation retenue, préalablement à la réaction de polymérisation. L’alimentation de l’effluent monomère purifié décoloré dans une étape de polymérisation permet de diminuer d’un débit équivalent l’alimentation en diméthyltéréphtalate ou en acide téréphtalique. EXEMPLES L’exemple 1 décrit en référence à la illustre l'invention sans en limiter la portée, les exemples 2 à 4 décrits en référence respectivement aux figures 3 à 5 présentent des exemples non conformes à l’invention. Exemple 1 (selon l’invention) Le procédé de l’exemple 1 est schématisé sur la . La charge (1) composée à 100% de PET est fournie en continu selon un débit de 2500 kg/h ce qui correspond à une capacité de recyclage de 20 KTA (kilotonnes par an) de PET. Comme illustré sur la , l’étape (a) de conditionnement met en œuvre : - Une extrudeuse (a1) pour conditionner la charge PET (1), en la faisant fondre, - Un mélangeur statique (a2) pour pré-mélanger la charge issue de l’extrudeuse avec un flux (2) d’éthylène glycol et obtenir un flux mélangé. Le flux mélangé est introduit dans l’étape de dépolymérisation (b) qui met en œuvre deux sections de réaction (A) et (B) disposées en série, chaque section étant composée d’un réacteur parfaitement agité (réacteur de type CSTR c’est-à-dire « Continuous Stirred Tank Reactor » ou Réacteur continu agité fermé). Les volumes utiles des réacteurs sont de : (A) : 6 m 3 , (B) : 42 m 3 . Les températures des réacteurs sont de : (A) : 250°C, (B) : 210°C. La section de séparation (c) des diols extrait un effluent diol comprenant en majorité de l’éthylène glycol. Le débit de l’effluent diol séparé est de 9800 kg/h. L’effluent diol est alors purifié, puis mélangé à un flux d’éthylène glycol frais de débit correspondant à la consommation de la dépolymérisation c’est-à-dire 700 kg/h dans l’unité (3) et le tout est réinjecté au réacteur (A) pour un débit de 7500 kg/h et au réacteur (B) pour un débit de 3000 kg/h. Le flux de diols envoyé au réacteur (B) permet de diluer l’effluent d’oligomères recyclé (6) issu de la section de séparation (e). La section de séparation (d) de l’effluent riche en monomères extrait les monomères d’un effluent impuretés lourdes qui comprend notamment les oligomères plus lourds, avec un rendement de 75%, générant ainsi un flux de monomères pré-purifiés ayant pour débit 2815 kg/h et un effluent d’impuretés lourdes comportant des composés plus lourds (910 kg/h) ainsi qu’une partie perdue de monomères (940 kg/h). L’effluent d’impuretés lourdes (1850 kg/h) constitué des dimères et plus lourds ainsi que des monomères perdus et des impuretés lourdes, est dirigé vers la section de séparation (e). Le flux de monomères pré-purifiés est évacué de (d) et est introduit dans l’étape de décoloration (f) puis dans l’étape de cristallisation (g) pour produire un flux de monomère diester purifié et décoloré (4) constitué du monomère d’intérêt BHET (2650 kg/h), du monomère non souhaité BHETdeg (150 kg/h) ainsi que des composés consistant en particulier à du monomère altéré par des réactions de dégradation thermique ou thermo-oxydatives (15 kg/h), ce qui correspond à un degré de pureté en monomère souhaité de 94,1%. La section de séparation de l’effluent impuretés lourdes (e) est une simple division non sélective du flux, qui conduit à deux fractions : une première fraction (6) représentant 80% du flux d’alimentation de la section de séparation (e) qui constitue l’effluent oligomères recyclé et une deuxième fraction (7). L’effluent oligomères recyclé (6) (1480 kg/h) est intégralement introduit au réacteur (B), et le reste (7) est purgé (370kg/h), c’est-à-dire évacué du procédé. L’exemple 1 montre que le fait de diriger l’effluent oligomères recyclé (6) vers le réacteur (B) conduit à la production de 15 kg/h d'espèces oxydées ou dégradées thermiquement qui sont colorées et difficiles à extraire du monomère final. Exemple 2 (comparatif : avec recycle à l’étape de conditionnement a ) Le procédé de l’exemple 2 est schématisé sur la . La charge (1) composée à 100% de PET est fournie en continu selon un débit de 2500 kg/h ce qui correspond à une capacité de recyclage de 20 KTA (kilotonnes par an) de PET. Comme illustré sur la , l’étape (a) de conditionnement met en œuvre : - Une extrudeuse (a1) pour conditionner la charge PET (1), en la faisant fondre, - Un mélangeur statique (a3) pour pré-mélanger l’effluent oligomères recyclé (8), comprenant les oligomères issus de l’étape de séparation (d) avec un flux (2) d’éthylène glycol, et obtenir un mélange de résidus (9) - Un mélangeur statique (a2) pour pré-mélange la charge issue de l’extrudeuse (a1) avec un flux (2) d’éthylène glycol et avec le mélange de résidus (9) pour obtenir un flux mélangé. Le flux mélangé est introduit dans l’étape de dépolymérisation (b) qui met en œuvre deux sections de réaction (A) et (B) disposées en cascade, chaque section étant composée d’un réacteur parfaitement agité. Les volumes utiles des réacteurs sont de : (A) : 6 m 3 , (B) : 42 m 3 . Les températures des réacteurs sont de : (A) : 250°C, (B) : 210°C. La section de séparation (c) des diols extrait parfaitement les diols, soit un débit de 9800 kg/h, des téréphtaliques. Les diols sont alors purifiés, mélangés à un flux frais de débit correspondant à la consommation de la dépolymérisation c’est-à-dire 700 kg/h dans l’unité (3) et la majeure partie est réinjectée au réacteur (A), le reste dans la section (a3) et (a2), pour accompagner l’effluent oligomères recyclé (8). La section de séparation (d) de l’effluent riche en monomères extrait les monomères des dimères et oligomères plus lourds avec un rendement de 75%, générant ainsi un flux de monomères pré-purifiés des dimères ayant pour débit 2827 kg/h et un effluent d’impuretés lourdes comportant des composés plus lourds (870 kg/h) ainsi qu’une partie perdue de monomères (940 kg/h). L’effluent constitué des dimères et plus lourds ainsi que des monomères perdus et des impuretés lourdes, dénommé effluent d’impuretés lourdes (1810 kg/h) est dirigé vers la section de séparation (e). Le flux de monomères purifié évacué de (d) est introduit dans l’étape de décoloration (f) puis dans l’étape de cristallisation (g) pour produite un flux de monomère diester purifié et décoloré (4) constitué du monomère d’intérêt BHET (2660 kg/h), du monomère non souhaité BHETdeg (140 kg/h) ainsi que de monomère altéré par des réactions de dégradation thermique ou thermo-oxydatives (27 kg/h), ce qui correspond à un degré de pureté en monomère souhaité de 94.1%. La section de séparation de l’effluent impuretés lourdes (e) extrait partiellement les impuretés lourdes des téréphtaliques du flux de résidu recyclé avec un rendement de 20% pour former une première fraction (8) qui constitue l’effluent oligomères recyclé et une deuxième fraction (7). L’effluent oligomères recyclé (8) (1500 kg/h) est introduit dans le mélangeur statique (a3), et le reste (7) est purgé (375kg/h), c’est-à-dire évacué du procédé. L’exemple 2 montre que le fait de diriger l’effluent oligomères recyclé vers le mélangeur statique (a4) puis (a2) de l’étape (a) de conditionnement augmente les phénomènes de dégradation thermo-oxydative de 80% relativement à l’exemple 1, en produisant 27 kg/h d'espèces colorées difficiles à extraire du monomère final (tandis que le procédé selon l’exemple 1 ne produit que 15 kg/h d’espèces colorées difficiles à extraire du monomère final). Exemple 3 (comparatif : avec recycle au réacteur A ) Le procédé de l’exemple 3 est schématisé sur la . La charge (1) composée à 100% de PET est fournie en continu selon un débit de 2500 kg/h ce qui correspond à une capacité de recyclage de 20 KTA (kilotonnes par an) de PET. Comme illustré sur la , l’étape (a) de conditionnement met en œuvre : - Une extrudeuse (a1) pour conditionner la charge PET (1), en la faisant fondre, - Un mélangeur statique (a2) pour pré-mélanger la charge issue de l’extrudeuse avec un flux (2) d’éthylène glycol et obtenir un flux mélangé. Le flux mélangé est introduit dans l’étape de dépolymérisation (b) qui met en œuvre deux sections de réaction (A) et (B) disposées en cascade, chaque section étant composée d’un réacteur parfaitement agité. Les volumes utiles des réacteurs sont de : (A) : 6 m 3 , (B) : 42 m 3 . Les températures des réacteurs sont de : (A) : 250°C, (B) : 210°C. La section de séparation (c) des diols extrait parfaitement les diols, soit un débit de 9800 kg/h, des téréphtaliques. Les diols sont alors purifiés, mélangés à un flux frais de débit correspondant à la consommation de la dépolymérisation c’est-à-dire 700 kg/h dans l’unité (3) et le tout est réinjecté au réacteur (A) pour un débit de 10500 kg/h. Le flux de diol préparé dans l’unité (3) est intégralement envoyé au réacteur (A) pour accompagner le flux mélangé obtenu à l’étape de conditionnement (a) et l’effluent d’oligomère recyclé (6) issu de la section de séparation (e). La section de séparation (d) de l’effluent riche en monomères extrait les monomères des dimères et oligomères plus lourds avec un rendement de 75%, générant ainsi un flux de monomères pré-purifiés des dimères ayant pour débit 2826 kg/h et un effluent d’impuretés lourdes comportant des composés plus lourds (870 kg/h) ainsi qu’une partie perdue de monomères (940 kg/h). L’effluent constitué des dimères et plus lourds ainsi que des monomères perdus et des impuretés lourdes, dénommé effluent d’impuretés lourdes (1810 kg/h) est dirigé vers la section de séparation (e). Le flux de monomères purifié évacué de (d) est introduit dans l’étape de décoloration (f) puis dans l’étape de cristallisation (g) pour produite un flux de monomère diester purifié et décoloré (4) constitué du monomère d’intérêt BHET (2664 kg/h), du monomère non souhaité BHETdeg (144 kg/h) ainsi que de monomère altéré par des réactions de dégradation thermique ou thermo-oxydatives (18 kg/h), ce qui correspond à un degré de pureté en monomère souhaité de 94.3%. La section de séparation de l’effluent impuretés lourdes (e) extrait partiellement les impuretés lourdes des téréphtaliques du flux de résidu recyclé avec un rendement de 20% pour former une première fraction (10) qui constitue l’effluent oligomères recyclé et une deuxième fraction (7). L’effluent oligomères recyclé (10) (1450 kg/h) est introduit au réacteur (A), et le reste (7) est purgé (370kg/h), c’est-à-dire évacué du procédé. L’exemple 3 montre que le fait de diriger l’effluent oligomères recyclé (10) vers le réacteur (A) augmente les phénomènes de dégradation thermo-oxydative de 20% relativement à l’exemple 1, en produisant 18 kg/h d'espèces colorées difficiles à extraire du monomère final final (tandis que le procédé selon l’exemple 1 ne produit que 15 kg/h d’espèces colorées difficiles à extraire du monomère final). Exemple 4 (comparatif : sans recycle de l’effluent impuretés lourdes ) Le procédé de l’exemple 4 est schématisé sur la . La charge (1) composée à 100% de PET est fournie en continu selon un débit de 2500 kg/h ce qui correspond à une capacité de recyclage de 20 KTA (kilotonnes par an) de PET. Comme illustré sur la , l’étape (a) de conditionnement met en œuvre : - Une extrudeuse (a1) pour conditionner la charge PET (1), en la faisant fondre, - Un mélangeur statique (a2) pour pré-mélanger la charge issue de l’extrudeuse avec un flux (2) d’éthylène glycol et obtenir un flux mélangé. Le flux mélangé est introduit dans l’étape de dépolymérisation (b) qui met en œuvre deux sections de réaction (A) et (B) disposées en cascade, chaque section étant composée d’un réacteur parfaitement agité. Les volumes utiles des réacteurs sont de : (A) : 6 m 3 , (B) : 42 m 3 . Les températures des réacteurs sont de : (A) : 250°C, (B) : 210°C. La section de séparation (c) des diols extrait parfaitement les diols, soit un débit de 6900 kg/h, des téréphtaliques. Les diols sont alors purifiés, mélangés à un flux frais de débit correspondant à la consommation de la dépolymérisation c’est-à-dire 600 kg/h dans l’unité (3) et le tout est réinjecté au réacteur (A) pour un débit de 7500 kg/h. La section de séparation (d) de l’effluent riche en monomères extrait les monomères des dimères et oligomères plus lourds avec un rendement de 75%, générant ainsi un flux de monomères pré-purifiés des dimères ayant pour débit 2380 kg/h et un effluent d’impuretés lourdes comportant des composés plus lourds (710 kg/h) ainsi qu’une partie perdue de monomères (600 kg/h). L’effluent (11) constitué des dimères et plus lourds ainsi que des monomères perdus et des impuretés lourdes, dénommé effluent d’impuretés lourdes (1310 kg/h) est évacué du procédé, c’est-à-dire purgé. Le flux de monomères purifié évacué de (d) est introduit dans l’étape de décoloration (f) puis dans l’étape de cristallisation (g) pour produite un flux de monomère diester purifié et décoloré (4) constitué du monomère d’intérêt BHET (2176 kg/h), du monomère non souhaité BHETdeg (189 kg/h) ainsi que de monomère altéré par des réactions de dégradation thermique ou thermo-oxydatives (15 kg/h), ce qui correspond à un degré de pureté en monomère souhaité de 91,4%. L’exemple 4 montre que le fait de ne pas recycler une partie de l’effluent d’impuretés lourdes (10) conduit à obtenir une pureté de 91,4% significativement inférieure à celle de l’exemple 1 (94,1%), accompagnée d’un rendement global en monomères (71,1%) également significativement inférieur à celui de l’exemple 1 (84,5%). Par ailleurs, la teneur en espèces issues des réactions de dégradation thermique est similaire à l’exemple 1 (même débit, 15 kg/h, mais représente une fraction de 0,6%poids au lieu de 0,5%poids selon l’exemple 1 par rapport au monomère pré-purifié). Procédé de dépolymérisation d’une charge polyester comprenant du PET, ledit procédé comprenant : a) une étape de conditionnement, alimentée au moins par ladite charge polyester, pour produire un flux de charge conditionnée ; b) une étape de dépolymérisation mettant en œuvre une première section de réaction (A) et au moins une deuxième section de réaction (B), ladite au moins une deuxième section de réaction (B) opérant à une température strictement inférieure à la température de ladite première section de réaction (A), la première section de réaction (A) étant alimentée au moins par le flux de charge conditionnée et éventuellement par un premier appoint de diol, ladite au moins une deuxième section de réaction (B) étant alimentée par l’effluent de la première section de réaction, et par un effluent oligomères recyclés et éventuellement par un deuxième appoint de diol, de sorte que la quantité totale de diol alimentant ladite étape b) est ajustée à 1 à 20 moles de diol par mole de diester alimentant ladite étape b), ladite étape b) étant opérée à une température comprise entre 180 et 300°C, et avec un temps de séjour compris entre 0,334 et 10 h ; c) une étape de séparation du diol alimentée au moins par l’effluent de l’étape b), opérée à une température comprise entre 100 et 250°C, à une pression inférieure à celle de l’étape b) et produisant un effluent diol et un effluent riche en monomères liquide, l’effluent diol étant au moins en partie recyclé pour composer au moins une partie de l’un des flux suivants : le premier appoint de diol et le deuxième appoint de diol qui alimentent éventuellement l’étape b) ; d) une étape de séparation de l’effluent riche en monomères liquide issu de l’étape c) en un effluent impuretés lourdes et un effluent monomères pré-purifié, opérée à une température inférieure ou égale à 250°C et une pression inférieure ou égale à 0,001 MPa avec un temps de séjour liquide inférieur ou égal à 10 min, e) une étape de séparation dudit effluent impuretés lourdes en deux fractions : une première fraction (6) dont au moins 70% poids composent l’effluent oligomères recyclés qui alimente l’étape b) et une deuxième fraction (7) qui est au moins en partie évacuée du procédé ; f) optionnellement une étape de décoloration de l’effluent monomères pré-purifié, opérée à une température comprise entre 100 et 250°C, et à une pression comprise entre 0,1 et 1,0 MPa en présence d’un adsorbant, et produisant un effluent monomères purifié, g) optionnellement une étape de cristallisation de l’effluent monomères purifié, mettant au moins en œuvre une section de production de solide, opérée à une température entre 0 et 100°C et à une pression comprise entre 0,00001 et 1,00 MPa, suivie d’une section de séparation solide-liquide, produisant un effluent monomère décoloré et purifié. Procédé selon la revendication 1 dans lequel ladite charge polyester comprend au moins du PET coloré, du PET opaque ou leurs mélanges. Procédé selon l’une des revendications précédentes, dans lequel l’étape a) de conditionnement met au moins en œuvre une section de conditionnement (a1) pour produire un flux de charge fluide, et une section de mélange (a2) pour produire un flux mélangé, ledit flux mélangé correspondant au flux de charge conditionnée, ladite section de conditionnement (a1) étant alimentée au moins par ladite charge polyester et étant mise en œuvre à une température entre 150 et 300°C, ladite section de mélange (a2) étant au moins alimentée par ledit flux de charge fluide issu de la section de conditionnement et un flux diol, au moins une partie dudit flux diol étant de préférence composé par au moins une fraction de l’effluent diol issu de l’étape c), ladite section de mélange (a2) étant opérée à une température entre 150 et 300°C, avec un temps de séjour entre 0,5 seconde et 20 minutes. Procédé selon la revendication 3, dans lequel la section de conditionnement (a1) de l’étape a) est opérée dans une extrudeuse, ladite section de mélange (a2) de la charge polyester de l’étape a) étant éventuellement mise en œuvre également au sein de ladite extrudeuse. Procédé selon la revendication 3, dans lequel la section de mélange (a2) de l’étape a) met en œuvre au moins un mélangeur statique ou dynamique. Procédé selon l’une des revendications 3 à 5 dans lequel, dans l’étape a), le rapport pondéral du flux diol introduit à l’étape a) par rapport à la charge polyester, est compris entre 0,03 et 6,00, de préférence entre 0,05 et 5,00, préférentiellement entre 0,10 et 4,00, de manière préférée entre 0,50 et 3,00. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel ladite au moins une deuxième section de réaction (B) est opérée à une température inférieure de 5 à 50°C, par rapport à la température de ladite première section de réaction (A). Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’effluent oligomères recyclés qui alimente ladite au moins une deuxième section de réaction (B) comprend l’intégralité de la première fraction provenant de l’étape e). Procédé selon l’une des revendications précédentes, dans lequel à l’étape e) la deuxième fraction (7) est scindée en deux parties, une première partie étant injectée dans l’une des sections de réaction de l’étape b) en aval de la première section de réaction, la deuxième partie étant évacuée du procédé. Procédé selon l’une des revendications précédentes, dans lequel l’étape de dépolymérisation comporte deux sections de réaction. Procédé selon l’une des revendications 1 à 9, dans lequel l’étape de dépolymérisation comporte trois sections de réaction, la deuxième section de réaction et la troisième section de réaction étant chacune alimentées par une partie, variant entre 0 et 100% poids, de l'effluent oligomères recyclés, la sommes desdites parties constituant 100% poids dudit effluent oligomères recyclés. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’étape de dépolymérisation comporte au moins une boucle interne de recirculation mettant en œuvre au moins les opérations suivantes : le soutirage d’une fraction du système réactionnel de l’une des sections de réaction, la filtration de ladite fraction, et la réinjection de ladite fraction dans l’une des sections de réaction. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel, l’étape de séparation e) est réalisée de manière à obtenir une première fraction (6) enrichie en oligomères et une deuxième fraction (7) enrichie en impureté lourdes, la première fraction enrichie en oligomères comportant une teneur en oligomères strictement supérieure à la teneur en oligomères dudit effluent impuretés lourdes et la deuxième fraction comportant une teneur en impuretés lourdes strictement supérieures à la teneur en impuretés lourdes dudit effluent impuretés lourdes. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel la première fraction (6) obtenue à l’étape e) est mélangée (a3) avec un flux diol, de préférence avec une fraction de l’effluent diol obtenu à l’étape c) avant d’être recyclée à l’étape b) et/ou éventuellement à l’étape a). Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel, l’étape de séparation du diol c) est mise en œuvre dans 1 à 5 sections de séparation gaz-liquide successives produisant chacune un effluent gaz et un effluent liquide, l’effluent liquide de la section antérieure alimentant la section ultérieure, l’effluent liquide issu de la dernière section de séparation gaz-liquide constituant l’effluent riche en monomères liquide, l’ensemble des effluents gaz étant récupéré pour constituer l’effluent diol. Procédé selon l’une des revendications 3 à 15, dans lequel la section de conditionnement est alimentée, en outre, avec un flux de diol.