FR 3150516 A1 20250103 FR 2306980 A 20230630 Dispositif et procédé de production et conversion comprenant/utilisant : un train de fractionnement (4-6) produisant une coupe de xylènes (24) ; une unité de séparation des xylènes (10) traitant la coupe de xylènes pour produire un extrait de paraxylène (39) et un raffinat (40) ; une unité d’isomérisation (11) traitant le raffinat pour produire un isomérat (42) de xylènes envoyé vers le train de fractionnement ; une unité de production de gaz de synthèse (14 ; 15) traitant une charge hydrocarbonée (30) pour produire un gaz de synthèse (34) comprenant CO et CO 2 ; une section réactionnelle de synthèse de méthanol (50) traitant le gaz de synthèse (34) pour produire du méthanol (51) ; une section réactionnelle d’alkylation de toluène (13) traitant une coupe comprenant du toluène (23) avec le méthanol (51) pour produire un effluent d’alkylation (32) comprenant des xylènes envoyé vers le train de fractionnement. Figure 1 à publier Production d’aromatiques par conversion de gaz de synthèse en méthanol et alkylation de toluène L’invention porte sur la production d’aromatiques pour la pétrochimie (benzène, toluène, xylènes, i.e., BTX). Plus particulièrement, l’objet de l’invention concerne la production d'aromatiques (e.g. de paraxylène) à partir de la conversion de composés hydrocarbonés (e.g. biomasse) en gaz de synthèse comprenant du CO et du CO 2 . Un complexe aromatique (ou dispositif de conversion de composés aromatiques) est un dispositif alimenté par des charges majoritairement composées de six à dix atomes de carbone ou plus notées charges C6 à C10+. Différentes sources de composés aromatiques peuvent être introduites dans un complexe aromatique, la plus répandue étant issue d’un procédé de reformage catalytique des naphtas. Au sein d’un complexe aromatique, quel qu’en soit la source d’aromatiques, le benzène et les alkyles aromatiques (e.g. toluène, paraxylène, orthoxylène) y sont extraits puis convertis en intermédiaires souhaités. Les produits d’intérêt sont des aromatiques avec 0 (benzène), 1 (toluène) ou 2 (xylènes) groupes méthyle, et en particulier, au sein des xylènes, le paraxylène, ayant la plus forte valeur marchande. Les procédés de pyrolyse d’oxycombustion et de gazéification de composés hydrocarbonés produisent beaucoup de monoxyde carbone (CO) et de dioxyde de carbone (CO 2 ) valorisables. Les procédés de pyrolyse produisent également des composés aromatiques. Lorsque la pyrolyse est catalytique, la combustion du coke présent sur le catalyseur utilisé dans le réacteur de pyrolyse produit également une quantité notable de CO 2 . A ce jour, les complexes aromatiques permettent de produire du benzène, éventuellement du toluène, et des xylènes (souvent le paraxylène, quelques fois l’orthoxylène). Un complexe aromatique dispose généralement d’au moins une unité catalytique présentant au moins une des fonctions suivantes : - l’isomérisation des composés aromatiques à 8 atomes de carbone notés composés A8 permettant de convertir l’orthoxylène, le métaxylène et l’éthylbenzène en paraxylène ; - la transalkylation permettant de produire des xylènes à partir d’un mélange de toluène (et optionnellement de benzène) et de composés A9+ tels que les triméthylbenzènes et les tétraméthylbenzènes ; et - la dismutation du toluène, qui permet de produire du benzène et des xylènes. La boucle aromatique permet de produire du paraxylène haute pureté par séparation par adsorption ou par cristallisation, opération bien connue de l’art antérieur. Cette « boucle C8-aromatique » inclut une étape d’élimination des composés lourds (i.e., C9+) dans une colonne de distillation appelée « colonne des xylènes ». Le flux de tête de cette colonne, qui contient les isomères en C8-aromatiques (i.e., A8), est ensuite envoyé dans le procédé de séparation du paraxylène qui est très généralement un procédé de séparation par adsorption en lit mobile simulé (LMS) pour produire un extrait et un raffinat, ou un procédé de cristallisation dans lequel une fraction de paraxylène est isolée du reste des constituants du mélange sous forme de cristaux. L’extrait, qui contient le paraxylène est ensuite distillé pour obtenir du paraxylène de haute pureté. Le raffinat, riche en métaxylène, orthoxylène et éthylbenzène est traité dans une unité catalytique d’isomérisation qui redonne un mélange d’aromatiques en C8, dans lequel la proportion des xylènes (ortho-, méta-, para- xylènes) est pratiquement à l’équilibre thermodynamique et la quantité d’éthylbenzène est amoindrie. Ce mélange est à nouveau envoyé dans la « colonne des xylènes » avec la charge fraiche. Les complexes aromatiques produisant du benzène et paraxylène sont très majoritairement alimenté par des charges issues du pétrole ou du gaz naturel. Ces complexes ne permettent pas de produire des aromatiques biosourcés. Un autre enjeu est de valoriser le carbone sous forme CO et CO 2 , et en particulier le carbone biosourcé, en composés à haute valeur ajoutée. Un objet de la présente invention est de palier à ces inconvénients. Dans le contexte précédemment décrit, un premier objet de la présente description est de surmonter les problèmes de l’art antérieur et de fournir un procédé et un dispositif de production d’aromatiques pour la pétrochimie permettant de convertir (par exemple en totalité) du CO et du CO 2 produits par pyrolyse ou oxycombustion, en composés aromatiques supplémentaires. Le CO 2 provenant de la combustion du coke présent sur le catalyseur du procédé de pyrolyse peut également être avantageusement converti en composés aromatiques. L’invention repose sur la conversion du monoxyde de carbone, i.e., CO, et du dioxyde de carbone, i.e. CO 2 , en composés chimiques qui sont introduits dans le complexe aromatique, et notamment sur la disposition de plusieurs unités permettant de convertir le CO et le CO 2 en composés aromatiques en deux étapes : dans un réacteur de synthèse de méthanol puis dans un réacteur d'alkylation de toluène. Les composés aromatiques, et notamment les xylènes, issus de la conversion du CO et CO 2 sont traités au sein de la boucle aromatique. L’invention repose ainsi sur la conversion de CO et CO 2 et sur l’introduction du méthanol dans le complexe aromatique. Spécifiquement, l’objet de la présente invention peut se résumer à disposer une unité de pyrolyse ou une unité d’oxycombustion ou de gazéification permettant de produire du méthanol ainsi qu’une section réactionnelle d’alkylation permettant de convertir le toluène par réaction avec du méthanol en xylènes. Avantageusement, l’invention permet de convertir CO et CO 2 en composés aromatiques d’intérêt, de convertir sélectivement le toluène en xylènes, et de supprimer l’unité de transalkylation ou de dismutation du toluène habituellement présente dans les complexes aromatiques pour convertir le toluène. Selon un premier aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un procédé de production et conversion d’une charge hydrocarbonée, comprenant les étapes suivantes : - fractionner une première charge hydrocarbonée dans un train de fractionnement pour extraire au moins une coupe comprenant du benzène, une coupe comprenant du toluène et une coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène ; - séparer la coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène dans une unité de séparation des xylènes et produire un extrait comprenant du paraxylène et un raffinat comprenant de l’orthoxylène, du métaxylène et de l’éthylbenzène ; - isomériser le raffinat dans une unité d’isomérisation et produire un isomérat enrichi en paraxylène ; - envoyer l’isomérat enrichi en paraxylène vers le train de fractionnement ; - traiter une deuxième charge hydrocarbonée dans une unité de production de gaz de synthèse, telle que par exemple une unité de pyrolyse ou une unité d’oxycombustion, pour produire un gaz de synthèse comprenant au moins du monoxyde carbone (CO) et du dioxyde de carbone (CO 2 ) ; - traiter le gaz de synthèse dans une section réactionnelle de synthèse de méthanol pour produire du méthanol ; - alkyler au moins une partie, et préférablement la totalité, de la coupe comprenant le toluène avec le méthanol dans une section réactionnelle d’alkylation et produire un effluent d’alkylation comprenant des xylènes ; et - envoyer l’effluent comprenant des xylènes vers l’unité de séparation des xylènes. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé comprend le traitement du méthanol dans une section de purification pour séparer de l’eau et produire du méthanol purifié. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section de purification est adaptée pour séparer un gaz de recycle comprenant du CO non converti et/ou du CO 2 non converti, et recycler le gaz de recycle à l'entrée la section réactionnelle de synthèse de méthanol. Un des avantages de la présente invention est notamment de pouvoir, par le biais de recyclage, convertir la totalité du gaz de synthèse. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de production de gaz de synthèse comprend une unité de pyrolyse adaptée pour produire au moins un effluent de pyrolyse comprenant des composés hydrocarbonés de 6 à 10 atomes de carbone alimentant au moins partiellement la première charge hydrocarbonée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé comprend de fournir un apport en hydrogène (H 2 ) dans le gaz de synthèse, par exemple ligne d’appoint disposée (directement) en amont section réactionnelle de synthèse du méthanol. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de production de gaz de synthèse comprend une unité de pyrolyse comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa et VVH comprise entre 0,01 h -1 et 10 h -1 , de préférence entre 0,01 h -1 et 5 h -1 , et de manière très préférée entre 0,1 h -1 et 3 h -1 , la VVH est le ratio du débit volumique de charge sur le volume de catalyseur utilisé ; - température comprise entre 400°C et 1000°C, de préférence entre 400°C et 650°C, de préférence entre 450°C et 600°C et de préférence entre 450°C et 590°C ; - catalyseur zéolithique comprenant et de préférence constitué par au moins une zéolithe choisie parmi la ZSM-5, la ferriérite, la zéolithe Béta, la zéolithe Y, la mordenite, la ZSM-23, la ZSM-57, la EU-1, la ZSM-11 et de préférence le catalyseur est un catalyseur comprenant uniquement de la ZSM-5 ; ou l’unité de production de gaz de synthèse comprend une unité d’oxycombustion comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - un réacteur opérant en lit fluidisé ; - température entre 500°C et 1000°C ; - pression comprise entre 0,1 MPa et 3 MPa, de préférence entre 0,1 MPa et 1 MPa ; ou une unité de gazéification comprenant au moins un four de gazéification utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température entre 700°C et 1400°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section réactionnelle de synthèse de méthanol comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 200°C et 450°C, préférentiellement comprise entre 220°C et 400°C, et plus préférentiellement encore comprise entre 250°C et 350°C ; - pression comprise entre 1 MPa et 12 MPa, préférentiellement comprise entre 2 MPa et 10 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 5 MPa et 10 MPa ; - ratio molaire hydrogène sur CO X dans lequel CO X représente CO et CO 2 , compris entre 3 et 10, préférablement entre 3 et 7, très préférablement entre 3 et 5 ; - vitesse spatiale du gaz à l'entrée du réacteur comprise entre 0,2 g/g cata /h et 1 g/g cata /h. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section réactionnelle d’alkylation comprend au moins un réacteur d’alkylation utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 20°C et 550°C ; - pression comprise entre 1 MPa et 10 MPa ; - rapport molaire toluène/méthanol compris entre 1 et 5 ; - PPH comprise entre 0,5 h -1 et 50 h -1 ; - présence d’un catalyseur comprenant une zéolithe. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’isomérisation comprend une zone d’isomérisation en phase gaz utilisée dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température supérieure à 300°C ; - pression inférieure à 4,0 MPa ; - vitesse spatiale horaire inférieure à 10 h -1 ; - rapport molaire hydrogène sur hydrocarbure inférieur à 10 ; - présence d’un catalyseur comportant au moins une zéolithe présentant des canaux dont l’ouverture est définie par un anneau à 10 ou 12 atomes d’oxygène, et au moins un métal du groupe VIIIB de teneur comprise entre 0,1 et 0,3% en poids, bornes incluses. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’isomérisation comprend une zone d’isomérisation en phase liquide utilisée dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température inférieure à 300 C; - pression inférieure à 4 MPa ; - vitesse spatiale horaire inférieure à 10h -1 ; - présence d’un catalyseur comportant au moins une zéolithe présentant des canaux dont l'ouverture est définie par un anneau à 10 ou 12 atomes d'oxygène. Selon un deuxième aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un dispositif de production et conversion d’une charge hydrocarbonée, comprenant : - un train de fractionnement adapté pour extraire au moins une coupe comprenant du benzène, une coupe comprenant du toluène et une coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène d’une première charge hydrocarbonée ; - une unité de séparation des xylènes adaptée pour traiter la coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène et produire un extrait comprenant du paraxylène et un raffinat comprenant de l’orthoxylène, du métaxylène et de l’éthylbenzène ; - une unité d’isomérisation adaptée pour traiter le raffinat et produire un isomérat enrichi en paraxylène envoyé vers le train de fractionnement ; - une unité de production de gaz de synthèse, telle que par exemple une unité de pyrolyse ou une unité d’oxycombustion, adaptée pour traiter une deuxième charge hydrocarbonée et produire un gaz de synthèse comprenant au moins du monoxyde carbone (CO) et du dioxyde de carbone (CO 2 ) ; - une section réactionnelle de synthèse de méthanol adaptée pour convertir du CO et du CO 2 du gaz de synthèse en méthanol ; et - une section réactionnelle d’alkylation adaptée pour traiter au moins une partie, et préférablement la totalité, de la coupe contenant le toluène avec le méthanol et produire un effluent d’alkylation comprenant des xylènes, en particulier du paraxylène, envoyé vers l’unité de séparation des xylènes. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend une section de purification adaptée pour traiter le méthanol pour séparer de l’eau et produire du méthanol purifié. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section de purification est adaptée pour séparer un gaz de recycle comprenant du CO non converti et/ou du CO 2 non converti, et recycler le gaz de recycle à l'entrée la section réactionnelle de synthèse de méthanol. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de production de gaz de synthèse comprend une unité de pyrolyse adaptée pour produire au moins un effluent de pyrolyse comprenant des composés hydrocarbonés de 6 à 10 atomes de carbone alimentant au moins partiellement la première charge hydrocarbonée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend une ligne d’appoint pour fournir un apport en hydrogène dans le gaz de synthèse. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section réactionnelle d’alkylation est adaptée pour séparer des xylènes d’une coupe contenant de l’eau pour produire l’effluent d’alkylation. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend en outre une unité de séparation de charge pour séparer la première charge hydrocarbonée en une coupe hydrocarbonée à 7 atomes de carbone ou moins envoyée vers la colonne de benzène du train de fractionnement, et une coupe aromatique à 8 atomes de carbone ou plus envoyée vers la colonne des xylènes du train de fractionnement. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend en outre une unité d’extraction des aromatiques entre l’unité de séparation de charge et la colonne de benzène pour séparer les composés aliphatiques de la coupe aromatique à 7 atomes de carbone ou moins et produire un extrait envoyé vers la colonne de benzène. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend en outre une colonne de stabilisation adaptée pour retirer une coupe d’espèces volatiles des effluents de l’unité d’isomérisation. Des modes de réalisation selon le premier aspect et le deuxième aspect, ainsi que d’autres caractéristiques et avantages des procédés et dispositifs selon les aspects précités, vont apparaître à la lecture de la description qui suit, donnée à titre uniquement illustratif et non limitatif, et en référence au dessin suivant. Liste des figures La représente une vue schématique d’un procédé selon la présente invention permettant d’augmenter la production de paraxylène et de s’affranchir d’unités de transalkylation et de dismutation du toluène. Des modes de réalisation du procédé selon le premier aspect et du dispositif selon le deuxième aspect vont maintenant être décrits en détail. Dans la description détaillée suivante, de nombreux détails spécifiques sont exposés afin de fournir une compréhension plus approfondie du procédé et du dispositif selon la présente l’invention. Cependant, il apparaîtra à l’homme du métier que le procédé et le dispositif peuvent être mis en œuvre sans ces détails spécifiques. Dans d’autres cas, des caractéristiques bien connues n’ont pas été décrites en détail pour éviter de compliquer inutilement la description. Dans la présente demande, le terme « comprendre » est synonyme de (signifie la même chose que) « inclure » et « contenir », et est inclusif ou ouvert et n’exclut pas d’autres éléments non récités. Il est entendu que le terme « comprendre » inclut le terme exclusif et fermé « consister ». En outre, dans la présente description, un effluent comprenant essentiellement ou uniquement des composés A correspond à un effluent comprenant au moins 80 ou 90% en poids, préférablement au moins 95% en poids, très préférablement au moins 99% en poids, de composés A. La présente invention peut se définir comme un procédé et un dispositif comprenant un enchainement d’opérations unitaires permettant de produire du paraxylène et du benzène. Une des caractéristiques de la présente invention peut être résumée en l'utilisation de monoxyde de carbone (CO) et de dioxyde de carbone (CO 2 ), produits d’une unité de pyrolyse, d’oxycombustion ou de gazéification de composés hydrocarbonés, pour produire du méthanol afin d'augmenter notablement la quantité d'aromatiques produits par pyrolyse, oxycombustion ou gazéification de composés hydrocarbonés et de potentiellement valoriser l'intégralité du CO et CO 2 produits. Le procédé et le dispositif selon l’invention sont caractérisés également en ce qu’ils utilisent et comprennent les unités catalytiques et les unités de séparation connues de l’homme du métier pour produire du benzène et du paraxylène, unités que l’on trouve habituellement dans les complexes aromatiques, en ce que l’unité de transalkylation ou dismutation du toluène n’est pas essentielle, et en ce qu’ils utilisent et comprennent une section réactionnelle d’alkylation du toluène par du méthanol qui produit des xylènes. Une des caractéristiques de la présente invention consiste en la transformation sélective du toluène en mélange de xylènes. En référence à la , selon un ou plusieurs modes de réalisation, le procédé et le dispositif de production et conversion de composés hydrocarbonés utilisent et comprennent : - une unité optionnelle de séparation de charge 1 pour séparer une première charge hydrocarbonée 2 du complexe aromatique en une coupe hydrocarbonée à 7 atomes de carbone ou moins (C7-) et une coupe aromatique à 8 atomes de carbone ou plus (A8+) ; - une unité optionnelle d’extraction des aromatiques 3 entre l’unité de séparation de charge 1 et un train de fractionnement 4-6 pour séparer les composés aliphatiques du benzène et du toluène de la coupe en C7- de la première charge hydrocarbonée 2 ; - le train de fractionnement 4-6 en aval de l’unité optionnelle d’extraction des aromatiques 3 permettant d’extraire du benzène, du toluène et des xylènes des autres aromatiques ; - une unité de séparation des xylènes 10 (e.g. de type cristallisation ou LMS utilisant un tamis moléculaire et un désorbant tel que du toluène) permettant d’isoler le paraxylène des xylènes et de l’éthylbenzène ; - une unité d’isomérisation 11 du raffinat obtenu comme effluent de l’unité de séparation des xylènes 10 pour convertir notamment l’orthoxylène, le métaxylène et l’éthylbenzène en paraxylène ; - une colonne optionnelle de stabilisation 12, permettant notamment de retirer les espèces plus volatiles (e.g. C5-) du complexe aromatique, notamment des effluents de l’unité d’isomérisation 11 ; - unité de production de gaz de synthèse, telle qu’une unité de pyrolyse 14, préférablement catalytique, ou une unité d’oxycombustion ou de gazéification 15, pour traiter une deuxième charge hydrocarbonée 30, permettant de produire un gaz de synthèse 34 comprenant du CO, du CO 2 et optionnellement de l’hydrogène et/ou de l’eau ; - une section réactionnelle de synthèse de méthanol 50 pour traiter le gaz de synthèse 34 provenant de l’unité de pyrolyse 14 ou de l’unité d’oxycombustion ou de gazéification 15, et produire du méthanol 51 ; - une première ligne optionnelle d’appoint pour fournir un apport en hydrogène 35 dans le gaz de synthèse 34 ; - une section optionnelle de purification 52 pour traiter le méthanol, séparer une purge d’eau 53 et un gaz de recycle 54 comprenant du CO non converti et/ou du CO 2 non converti, et produire du méthanol purifié 55 ; une section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 pour alkyler avec le méthanol 51 ou le méthanol purifié 55 une fraction comprenant du toluène, et préférablement la totalité de ladite fraction, avec du méthanol et produire des xylènes. Avantageusement, la section réactionnelle de synthèse de méthanol 50 et la section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 permettent de produire un surplus d’aromatiques à partir du CO et/ou CO 2 , par l’ajout de méthanol (ajout d’un atome de carbone sur chaque molécule de toluène) et donne la possibilité d’augmenter notablement la quantité de paraxylène. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section de purification 52 est adaptée pour recycler à l'entrée la section réactionnelle de synthèse de méthanol 50 le gaz de recycle 54. En référence à la , l’unité de séparation de charge 1 traite la première charge hydrocarbonée 2 du complexe aromatique pour séparer une coupe de tête comprenant (e.g. essentiellement) des composés à 7 atomes de carbone ou moins 16 (C7-) contenant notamment du benzène et du toluène, et une coupe de fond comprenant (e.g. essentiellement) des aromatiques à 8 atomes de carbone ou plus 17 (A8+) envoyée vers la colonne de xylène 6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de séparation de charge 1 sépare également une première coupe de toluène 18 comprenant au moins 90% en poids, préférablement au moins 95% en poids, très préférablement au moins 99% en poids de toluène. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première coupe de toluène 18 est envoyée vers la première colonne de distillation de composés aromatiques 4, appelée également colonne de benzène, et/ou vers la deuxième colonne de distillation de composés aromatiques 5, appelée également colonne de toluène. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première charge hydrocarbonée 2 est une coupe hydrocarbonée contenant majoritairement (i.e., > 50% en poids) des molécules dont le nombre de carbone s’étend de 6 à 10 atomes de carbone. Cette charge peut également contenir des molécules ayant plus de 10 atomes de carbone et/ou des molécules à 5 atomes de carbone. La première charge hydrocarbonée 2 du complexe aromatique est riche en aromatiques (e.g. > 50% en poids) et contient préférablement au moins 20% en poids de benzène, préférentiellement au moins 30% en poids, très préférablement au moins 40% en poids de benzène, par rapport au poids total de la première charge hydrocarbonée 2. La première charge hydrocarbonée 2 peut être produite par reformage catalytique d’un naphta ou être un produit d’unité de craquage (e.g. à la vapeur, catalytique) ou tout autre moyen de production d’alkyles aromatiques. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première charge hydrocarbonée 2 est au moins partiellement voire entièrement biosourcée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première charge hydrocarbonée 2 provient (essentiellement) d’un procédé de conversion de la biomasse lignocellulosique. Par exemple, un effluent produit par conversion de la biomasse lignocellulosique peut être traité pour être aux spécifications requises de la première charge hydrocarbonée 2 afin de présenter des teneurs en éléments soufrés, azotés et oxygénés compatibles avec un complexe aromatique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première charge hydrocarbonée 2 du complexe aromatique comprend au moins 25% en poids, préférablement au moins 30% en poids, très préférablement au moins 35% en poids d’effluent de pyrolyse 21, par rapport au poids total de la première charge hydrocarbonée 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première charge hydrocarbonée 2 du complexe aromatique est sensiblement constituée de l’effluent de pyrolyse 21. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première charge hydrocarbonée 2 peut comprendre un mélange de composés aromatiques et paraffiniques biosourcé et un mélange de composés aromatiques et paraffiniques non-biosourcé (provenant par exemple d’une unité de reformage catalytique). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première charge hydrocarbonée 2 comprend moins de 10 ppm poids, préférablement moins de 5 ppm poids, très préférablement moins de 1 ppm poids en azote élémentaire, et/ou moins de 10 ppm poids, préférablement moins de 5 ppm poids, très préférablement moins de 1 ppm poids en soufre élémentaire, et/ou moins de 100 ppm poids, préférablement moins de 50 ppm poids, très préférablement moins de 10 ppm poids en oxygène élémentaire. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe de tête 16 de l’unité de séparation de charge 1, optionnellement mélangée au produit de fond (benzène et toluène) de la colonne de stabilisation 12 définie ci-après, est avantageusement envoyée vers l’unité d’extraction des aromatiques 3 afin d’extraire un effluent comprenant des espèces aliphatiques en C6-C7 19 qui est exporté comme co-produit du complexe aromatique. La coupe aromatique 20 (essentiellement du benzène et du toluène), appelée extrait de l’unité d’extraction des aromatiques 3, est envoyée vers la colonne de benzène 4. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe aromatique 20 est une charge hydrocarbonée (e.g. essentiellement) aromatique en C6-C7 (A6-A7). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le train de fractionnement comprend les colonnes de distillation de composés aromatiques 4, 5 et 6 permettant de séparer les quatre coupes suivantes : - une coupe comprenant (e.g. essentiellement) du benzène 22 ; - une coupe comprenant (e.g. essentiellement) du toluène 23 ; - une coupe comprenant (e.g. essentiellement) des xylènes et de l’éthylbenzène 24 ; - une coupe comprenant (e.g. essentiellement) des composés aromatiques à 9 et 10 atomes de carbone 29 ; La colonne de benzène 4 est adaptée pour : traiter la coupe aromatique 20 qui est une charge hydrocarbonée (e.g. essentiellement) aromatique en C6-C10 (A6+) ; produire en tête la coupe comprenant du benzène 22 qui peut être un des produits recherchés en sortie du complexe aromatique ; et produire en fond un effluent (e.g. essentiellement) aromatique en C7-C10 27 (A7+). La colonne de toluène 5 est adaptée pour : traiter l’effluent aromatique en C7-C10 27 (A7+), produit de fond de la colonne de benzène 4 ; produire en tête la coupe comprenant du toluène 23 qui est dirigée vers la section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 ; et produire en fond un effluent (e.g. essentiellement) aromatique en C8-C10 28 (A8+). La troisième colonne de distillation de composés aromatiques 6, appelée également colonne de xylène est adaptée pour : traiter la coupe aromatique à 8 atomes de carbone ou plus 17 (A8+) de la première charge hydrocarbonée 2 et optionnellement l’effluent de fond de la colonne de toluène 28 ; produire en tête la coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène 24 qui est dirigée vers l’unité de séparation des xylènes 10 ; et produire en fond un effluent (e.g. essentiellement) comprenant des aromatiques en C9-C10 29 (A9+). En tête de la colonne de toluène 5 est obtenue la coupe comprenant du toluène 23 qui est envoyée, au moins en partie, et préférablement en totalité, vers la section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 pour réaction avec le méthanol 51 ou le méthanol purifié 55 pour produire un effluent d’alkylation 32 comprenant des xylènes. En outre, une coupe contenant de l’eau 31 co-produit de la réaction d’alkylation du toluène par le méthanol, et éventuellement des sous-produits oxygénés, sont extraits du complexe aromatique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 est alimentée par un mélange constitué (e.g. essentiellement) de toluène et de méthanol (et optionnellement d’eau). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le toluène est utilisé en excès. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 comprend au moins un réacteur d’alkylation adapté pour être utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 20°C et 550°C ou entre 100°C et 500°C, préférentiellement comprise entre 200°C et 450°C, et plus préférentiellement encore comprise entre 200°C et 300°C ; - pression comprise entre 1 MPa et 10 MPa ou 1 MPa et 8 MPa, préférentiellement comprise entre 2 MPa et 7 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 3 MPa et 5 MPa ; - rapport molaire toluène/méthanol compris entre 1 et 5, et préférentiellement compris entre 1 et 4 ; - PPH comprise entre 0,5 h -1 et 50 h -1 , préférentiellement comprise entre 1 h -1 et 10 h -1 , et plus préférentiellement comprise entre 1,5 h -1 et 8 h -1 . Le terme PPH correspond au poids de charge hydrocarbonée horaire injecté rapporté au poids de catalyseur chargé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur d’alkylation est opéré en présence d’un catalyseur comprenant une zéolithe. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur est à base de zéolithe ZSM-5, préférablement à base de zéolithe ZSM-5 modifiée par addition d’oxydes de divers éléments (B, Al, Si, P, Zn, Sb, P et Mg), très préférablement à base de zéolithe ZSM-5 comprenant du phosphore. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur d’alkylation est de type lit fixe. L’effluent d’alkylation 32 comprenant des xylènes issu de la section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 est envoyé vers l’unité de séparation des xylènes 10. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent d’alkylation 32 comprenant des xylènes issu de la section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 est envoyé dans la colonne de toluène 5. Avantageusement, le toluène utilisé en excès est recyclé vers la colonne de toluène 5 en tant que composant de l’effluent d’alkylation 32 comprenant des xylènes. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent d’alkylation 32 comprenant des xylènes issu de la section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 est envoyé directement dans l’unité de séparation des xylènes 10, par exemple lorsque la teneur en toluène dans l’effluent d’alkylation 32 est faible (e.g. La coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène 24 est traitée dans l’unité de séparation des xylènes 10 pour produire une fraction ou un extrait 39 comprenant du paraxylène et un raffinat 40. L’extrait 39 peut être ensuite distillé (e.g. si séparation par adsorption en LMS), par exemple au moyen d’une colonne d’extrait puis d’une colonne de toluène supplémentaire (non montrées) dans le cas où le toluène est utilisé comme désorbant, pour obtenir du paraxylène de haute pureté exporté comme produit principal. Le raffinat 40 de l’unité de séparation des xylènes 10 comprend (e.g. essentiellement) de l’orthoxylène, du métaxylène et de l’éthylbenzène et alimente l’unité d’isomérisation 11. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de séparation des xylènes 10 sépare également une deuxième coupe de toluène (non représentée) comprenant au moins 90% en poids, préférablement au moins 95% en poids, très préférablement au moins 99% en poids de toluène. La deuxième coupe de toluène peut être par exemple une partie du toluène utilisé comme désorbant lorsque l’unité de séparation des xylènes 10 comprend une unité d'adsorption en LMS. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la deuxième coupe de toluène est envoyée vers la colonne de benzène 4 et/ou la deuxième colonne de toluène 5. Dans la section réactionnelle d’isomérisation (non représentée) de l’unité d’isomérisation 11, les isomères du paraxylène sont isomérisés alors que l’éthylbenzène peut être : isomérisé en un mélange de C8 aromatiques, par exemple si on souhaite produire principalement du paraxylène ; et/ou désalkylé pour produire du benzène, par exemple si on souhaite produire à la fois du paraxylène et du benzène. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les effluents de la section réactionnelle d’isomérisation sont envoyés vers une deuxième colonne de séparation (non représentée) pour produire en fond un isomérat 42 enrichi en paraxylène préférablement recyclé vers la colonne de xylène 6 ; et produire en tête une coupe hydrocarbonée comprenant des composés à 7 atomes de carbone ou moins 43 (C7-) envoyée vers la colonne optionnelle de stabilisation 12. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’isomérisation 11 comprend une première zone d’isomérisation travaillant en phase liquide, et/ou une deuxième zone d’isomérisation travaillant en phase gaz. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’isomérisation 11 comprend une première zone d’isomérisation travaillant en phase liquide, et une deuxième zone d’isomérisation travaillant en phase gaz. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, on envoie dans l’unité d’isomérisation en phase liquide une première partie du raffinat 40, pour obtenir un premier isomérat alimentant directement et au moins en partie l’unité de séparation 10, et on envoie dans l’unité d’isomérisation en phase gaz une seconde partie du raffinat 40 pour obtenir un isomérat qui est envoyé dans la colonne de xylène 6. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la zone d’isomérisation en phase gaz est adaptée pour être utilisée dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température supérieure à 300°C, de préférence de 350°C à 480°C ; - pression inférieure à 4,0 MPa, et de préférence de 0,5 MPa à 2,0 MPa ; - vitesse spatiale horaire inférieure à 10 h -1 (10 litres par litre et par heure), de préférence comprise entre 0,5 h -1 et 6 h -1 ; - rapport molaire hydrogène sur hydrocarbure inférieur à 10, et de préférence compris entre 3 et 6 ; - présence d’un catalyseur comportant au moins une zéolithe présentant des canaux dont l’ouverture est définie par un anneau à 10 ou 12 atomes d’oxygène (10 MR ou 12 MR), et au moins un métal du groupe VIIIB de teneur comprise entre 0,1 et 0,3% en poids (forme réduite), bornes incluses. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la zone d’isomérisation en phase liquide est adaptée pour être utilisée dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température inférieure à 300°C, de préférence 200°C à 260°C ; - pression inférieure à 4 MPa, de préférence 2 MPa à 3 MPa ; - vitesse spatiale horaire (VVH) inférieure à 10h -1 (10 litres par litre et par heure), de préférence comprise entre 2 h -1 et 4 h -1 ; - en présence d’un catalyseur comportant au moins une zéolithe présentant des canaux dont l'ouverture est définie par un anneau à 10 ou 12 atomes d'oxygène (10 MR ou 12 MR), préférentiellement un catalyseur comportant au moins une zéolithe présentant des canaux dont l'ouverture est définie par un anneau à 10 atomes d'oxygène (10 MR), et de manière encore plus préférée un catalyseur comportant une zéolithe de type ZSM-5. Le terme VVH correspond au volume de charge hydrocarbonée horaire injecté rapporté au volume de catalyseur chargé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la colonne optionnelle de stabilisation 12 produit : en fond une coupe stabilisée comprenant (e.g. essentiellement) du benzène et du toluène 44 optionnellement recyclée en entrée de l’unité de séparation de charge 1 et/ou de l’unité d’extraction des aromatiques 3 ; et en tête une coupe d’espèces volatiles 45 (e.g. C5-) retirée du complexe aromatique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la deuxième charge hydrocarbonée 30 est un mélange de composés hydrocarbonés présentant une teneur en oxygène élémentaire supérieure à 1% en poids préférentiellement supérieure à 3% en poids, très préférentiellement supérieure à 5% en poids par rapport au poids total de ladite deuxième charge hydrocarbonée 30. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la deuxième charge hydrocarbonée 30 comprend ou est constituée de biomasse lignocellulosique ou d’un ou plusieurs constituants de biomasse lignocellulosique choisis dans le groupe formé par la cellulose, l'hémicellulose et la lignine. La biomasse lignocellulosique peut être constituée de bois, de déchets agricoles ou de déchets végétaux. D’autres exemples non limitatifs de matière biomasse lignocellulosique sont les résidus d'exploitation agricole (paille, tige de maïs, etc.), les résidus d'exploitation forestière (produits de première éclaircie), les produits d'exploitation forestière, les cultures dédiées (taillis à courte rotation), les résidus de l'industrie agro-alimentaire, les déchets organiques ménagers, les déchets des installations de transformation du bois, les bois usagés de construction, du papier, recyclé ou non. La biomasse lignocellulosique peut aussi provenir de sous-produits de l'industrie papetière comme la lignine Kraft, ou les liqueurs noires issues de la fabrication de pâte à papier. La biomasse lignocellulosique peut avantageusement subir au moins une étape de prétraitement avant son introduction dans le procédé selon l’invention. De préférence, la biomasse est broyée et séchée, jusqu'à ce que la granulométrie désirée soit obtenue. Une charge présentant un diamètre de particules compris entre 0,3 mm et 0,5 mm peut avantageusement être obtenue. Typiquement, la taille des particules de la biomasse lignocellulosique est une taille de particules suffisante pour passer à travers un tamis de 1 mm jusqu'à une taille de particules suffisante pour passer à travers un tamis de 30 mm. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, lorsque la deuxième charge hydrocarbonée 30 est solide (e.g. charge de type biomasse), la deuxième charge hydrocarbonée 30 est avantageusement chargée dans un compartiment d'entraînement ou transport pneumatique de manière à être entrainée dans un réacteur de pyrolyse ou d’oxycombustion ou un four de gazéification par un fluide d’entrainement. De préférence, le fluide d’entrainement utilisé est de l'azote gazeux. Cependant, il est également envisagé que d'autres fluides d’entrainement non oxydants puissent être utilisés. De préférence, du gaz de synthèse produit au cours du processus peut être recyclé et utilisé comme fluide d'entraînement. Ledit gaz de synthèse est principalement constitué d’un effluent gazeux, incondensable, comprenant au moins du monoxyde de carbone (CO), du dioxyde de carbone (CO 2 ), optionnellement/préférablement du l’hydrogène (H 2 ), et comprenant également avantageusement des oléfines légères comprenant de 2 à 4 atomes de carbone. De cette manière, les coûts de la réalisation de la pyrolyse ou de l’oxycombustion ou de la gazéification peuvent être considérablement réduits. La deuxième charge hydrocarbonée 30 peut être chargée dans une trémie d'alimentation ou un autre dispositif qui permet d’amener ladite charge dans le compartiment d'entraînement dans une quantité appropriée. De cette manière, une quantité constante de charge est délivrée dans le compartiment d'entraînement. Le fluide d’entrainement transporte avantageusement la deuxième charge hydrocarbonée 30 à partir du compartiment d'entraînement dans le réacteur de pyrolyse ou d’oxycombustion ou le four de gazéification à travers un tube d'alimentation. Typiquement, le tube d'alimentation est refroidi pour maintenir la température de la deuxième charge hydrocarbonée 30 à un niveau requis avant son entrée dans le réacteur de pyrolyse ou d’oxycombustion ou le four de gazéification. Le tube d'alimentation peut être refroidi par chemisage du tube, typiquement avec une chemise refroidie par air ou refroidie par liquide. Cependant, il est également envisagé que le tube d'alimentation ne soit pas refroidi. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l'unité de pyrolyse 14 comprend au moins un réacteur de pyrolyse (e.g. à lit fluidisé) adapté pour être utilisé dans au moins une des conditions opératoires listées ci-après. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape de pyrolyse est mise en œuvre à une température comprise entre 400°C et 1000°C, de préférence entre 400°C et 650°C, de préférence entre 450°C et 600°C et de préférence entre 450°C et 590°C. En particulier, l’utilisation de catalyseur régénéré chaud provenant d’une étape de régénération de catalyseur peut permettre d’assurer des gammes de température du réacteur. L’étape de pyrolyse est également avantageusement mise en œuvre a une pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa et à une VVH comprise entre 0,01 h -1 et 10 h -1 , de préférence entre 0,01 h -1 et 5 h -1 , et de manière très préférée entre 0,1 h -1 et 3 h -1 . La VVH est le ratio du débit volumique de charge sur le volume de catalyseur utilisé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape de pyrolyse est catalytique et opérée en présence d’un catalyseur. De préférence, ladite étape opère en présence d’un catalyseur zéolithique comprenant et de préférence constitué par au moins une zéolithe choisie parmi la ZSM-5, la ferriérite, la zéolithe Béta, la zéolithe Y, la mordenite, la ZSM-23, la ZSM-57, la EU-1, la ZSM-11 et de préférence le catalyseur est un catalyseur comprenant uniquement de la ZSM-5. La zéolithe utilisée dans le catalyseur mis en œuvre dans l’étape de pyrolyse catalytique peut avantageusement être dopée de préférence par un métal choisi parmi le fer, le gallium, le zinc et le lanthane. Dans ces conditions, la deuxième charge hydrocarbonée 30 va tout d’abord subir dans le réacteur une pyrolyse rapide en contactant le catalyseur chaud provenant du régénérateur qui dans cette étape joue le rôle de vecteur thermique. Les gaz résultants de cette pyrolyse vont ensuite réagir sur le catalyseur qui cette fois joue son rôle de catalyseur permettant de catalyser les réactions produisant les intermédiaires chimiques recherchés. Dans l’unité de pyrolyse 14, la deuxième charge hydrocarbonée 30 est notamment convertie au moins partiellement en un effluent de pyrolyse 21 comprenant des composés hydrocarbonés dont le nombre de carbone s’étend de 6 à 10 atomes de carbone. L’effluent de pyrolyse 21 alimente préférablement la première charge hydrocarbonée 2 du complexe aromatique. L’unité de pyrolyse 14 produit également un gaz de synthèse 34 comprenant du CO, du CO 2 et optionnellement de l’hydrogène, et des sous-produits 33. Les produits obtenus à l’issue de l’étape de pyrolyse sont avantageusement récupérés sous forme d’un effluent gazeux comprenant des BTX. Ledit effluent gazeux comprenant les produits obtenus à l’issue de l’étape de pyrolyse est ensuite avantageusement envoyé dans une section de fractionnement de manière à séparer au moins les coupes suivantes : - une fraction gazeuse d’incondensables, comprenant au moins du CO et du CO 2 ; - une coupe liquide dite BTX, comprenant des composés hydrocarbonés dont le nombre de carbone s’étend de 6 à 10 atomes de carbone ; - une coupe liquide comprenant majoritairement des composés présentant un nombre d’atomes de carbone supérieur à 9, c’est-à-dire au moins 50% en poids de composés en C9+ ; et - de l’eau. Ladite fraction gazeuse d’incondensables peut comprendre également avantageusement des oléfines légères comprenant de 2 à 4 atomes de carbone. Le catalyseur coké ainsi que la deuxième charge hydrocarbonée non convertie usuellement dénommée « char » sont avantageusement soutirés du réacteur et envoyés de préférence dans un stripper de manière à éliminer les hydrocarbures potentiellement adsorbés et ainsi éviter leur combustion dans le régénérateur et ce par mise en contact avec au moins un gaz choisi parmi la vapeur d’eau, un gaz inerte tel que par exemple de l’azote, et une partie de la fraction gazeuse d’incondensables issue du fractionnement de l’effluent gazeux issu de l’étape de pyrolyse. Ledit catalyseur coké et la deuxième charge hydrocarbonée non convertie, éventuellement strippés, sont avantageusement envoyés dans un régénérateur où coke et char sont brûlés par ajout d’air ou d’oxygène, produisant ainsi du catalyseur régénéré et un gaz de combustion riche en CO 2 . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur régénéré est avantageusement recyclé dans le réacteur de l’étape de pyrolyse afin de subir un autre cycle. Avantageusement, l’étape de pyrolyse du procédé selon l’invention permet la production d’au moins 10% en poids et de préférence d’au moins 15% en poids d’aromatiques par rapport à la masse totale des produits de réaction obtenus, avec une sélectivité d’au moins 65% et de préférence d’au moins 70% en BTX. L’étape de pyrolyse produit aussi au moins une coupe BTX (effluent de pyrolyse 21) et une fraction gazeuse d’incondensables (gaz de synthèse 34) comprenant au moins du CO et du CO 2 . Le procédé permet également d’obtenir en plus de la coupe BTX, une fraction liquide plus lourde, majoritairement aromatique appelée « coupe C9+ » qui peut avantageusement être valorisée dans un procédé extérieur au procédé selon l’invention. De préférence, au moins une partie de la fraction gazeuse d’incondensables est recyclée, de préférence via un compresseur, dans le réacteur de l’étape de pyrolyse. Ce flux gazeux sert alors de fluide d’entrainement de la charge dans ledit réacteur. Dans ce cas, une purge dudit effluent gazeux de recycle est de préférence réalisée, de préférence soit en amont, soit en aval dudit compresseur. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent de pyrolyse 21 est une coupe hydrocarbonée contenant majoritairement (i.e., > 50% en poids) des molécules dont le nombre de carbone s’étend de 6 à 10 atomes de carbone. L’effluent de pyrolyse 21 peut également contenir des molécules ayant plus de 10 atomes de carbone et/ou des molécules à 5 atomes de carbone. L’effluent de pyrolyse 21 est riche en aromatiques (e.g. > 50% en poids) et contient préférablement au moins 20% en poids de benzène, préférentiellement au moins 30% en poids, très préférablement au moins 40% en poids de benzène, par rapport au poids total de l’effluent de pyrolyse 21. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent de pyrolyse 21 est traité pour être aux spécifications requises de la première charge hydrocarbonée 2 telle que décrite ci-dessus afin de présenter des teneurs en éléments soufrés, azotés et oxygénés compatibles avec un complexe aromatique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 (sortant de l’unité de pyrolyse 14) comprend au moins une partie de la fraction gazeuse d’incondensables et comprend préférablement au moins en partie le gaz de combustion riche en CO 2 . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 produit par l’unité de pyrolyse 14 comprend un mélange contenant majoritairement (e.g. comprenant au moins 50% en poids) du CO et du CO 2 . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 comprend au moins 20% en poids de CO, préférablement au moins 30% en poids de CO, très préférablement au moins 40% en poids de CO (e.g. au moins 50% en poids de CO), par rapport au poids total du gaz de synthèse 34. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 comprend au moins 0,2% en poids d’hydrogène, préférablement au moins 0,5% en poids d’hydrogène, très préférablement au moins 0,8% en poids d’hydrogène, par rapport au poids total du gaz de synthèse 34. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 en sortie de l’unité de pyrolyse 14 contient au moins 20% en poids de CO 2 , par rapport au poids total du gaz de synthèse 34. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 en sortie de l’unité de pyrolyse 14 contient environ 30% (e.g. ± 10% en poids) poids de CO 2 , par rapport au poids total du gaz de synthèse 34. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 contient du méthane, de l’éthylène et du propylène (e.g. moins de 10% en poids) ainsi que de l’éthane, propane et de l’eau (e.g. moins de 3% en poids). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les sous-produits 33 comprennent la fraction de C9+ principalement constituée de di et tri aromatiques plus ou moins alkylés. Cette coupe peut être valorisée directement en fuel de soute par exemple ou subir un hydrotraitement et ou hydrocraquage pour améliorer ses propriétés et la valoriser en Jet Fuel ou en diesel. Dans l’unité de d’oxycombustion ou de gazéification 15, la deuxième charge 30 est convertie en un gaz de synthèse comprenant du CO, du CO 2 et optionnellement de l’eau. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’oxycombustion 15 comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - un réacteur opérant en lit fluidisé ; - température entre 500°C et 1000°C ; - pression comprise entre 0,1 MPa et 3 MPa, de préférence entre 0,1 MPa et 1 MPa. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’étape d’oxycombustion est réalisée en présence/par injection d’une source de gaz comprenant au moins 80% en poids d’oxygène, préférablement au moins 90% en poids d’oxygène, très préférablement au moins 95% en poids d’oxygène, par rapport au poids total de la source de gaz. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la source de gaz est une source d’oxygène pur, telle qu’un gaz comprenant au moins 99% en poids d’oxygène, préférablement au moins 99,5% en poids d’oxygène par rapport au poids total de la source de gaz. Le contrôle de la température du foyer peut être réalisé en ajustant la concentration en O 2 en entrée de réacteur. Cet ajustement de la concentration en O 2 peut se faire via le recyclage de fumées de combustion. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de gazéification 15 comprend au moins un four de gazéification utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température entre 700°C et 1400°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 (sortant de l’unité d’oxycombustion ou de gazéification 15) comprend un mélange contenant majoritairement (e.g. comprenant au moins 50% en poids) du CO et du CO 2 . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 comprend au moins 70% en poids de CO 2 , préférablement au moins 75% en poids de CO 2 , par rapport au poids total du gaz de synthèse 34. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 comprend moins de 4% en poids de CO, préférablement moins de 2% en poids de CO, par rapport au poids total du gaz de synthèse 34. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 comprend de l’eau, tel que par exemple au moins 18% en poids d’eau, préférablement au moins 20% en poids d’eau, par rapport au poids total du gaz de synthèse 34. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, un apport en hydrogène 35 alimenté par une ligne d’appoint est ajouté au gaz de synthèse 34 de sorte que le rapport molaire H 2 /(CO+CO 2 ) du gaz de synthèse 34 en entrée de la section réactionnelle de synthèse du méthanol 50, soit compris entre 3 et 10, préférablement entre 3 et 8, préférablement entre 3 et 7, préférablement entre 3 et 6, très préférablement entre 3 et 5. L'hydrogène d'appoint peut avantageusement provenir de tout procédé permettant la production d’hydrogène, tel que par exemple d’un procédé de reformage à la vapeur ou d’un procédé de reformage catalytique, de l’électrolyse de l’eau, de la déshydrogénation des alcanes, et sa pureté en hydrogène est le plus souvent comprise entre 75 et 99,9% volume. Il est entendu que l’apport en hydrogène 35 peut être fourni directement dans la section réactionnelle de synthèse du méthanol 50 et ensuite mélangé au gaz de synthèse 34. Dans la section réactionnelle de synthèse du méthanol 50, le gaz de synthèse 34, préférablement enrichi avec un apport en hydrogène 35, est converti au moins partiellement en méthanol et en eau. La réaction de synthèse du méthanol à partir de CO 2 et de CO est bien connue de l'homme du métier (voir par exemple : US5631302, US4238403, EP 3 402 773, et Renewable Energy, 146 (2020), 1192-1203). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la section réactionnelle de synthèse du méthanol 50 comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 200°C et 450°C, préférentiellement comprise entre 220°C et 400°C, et plus préférentiellement encore comprise entre 250°C et 350°C ; - pression comprise entre 1 MPa et 12 MPa, préférentiellement comprise entre 2 MPa et 10 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 5 MPa et 10 MPa ; - ratio molaire H 2 /COx (CO et CO 2 ) compris entre 3 et 10, préférablement entre 3 et 7, très préférablement entre 3 et 5 ; - vitesse spatiale du gaz à l'entrée du réacteur comprise entre 0,2 g/g cata /h et 1 g/g cata /h. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le réacteur de la section réactionnelle de synthèse du méthanol 50 est adapté pour fonctionner en lit fluide ou lit fixe, de préférence en lit fixe. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la réaction de synthèse du méthanol est effectuée en présence d'un catalyseur d’hydrogénation. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, ledit catalyseur est un catalyseur pour l'hydrogénation du CO 2 . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur pour l'hydrogénation du CO 2 comprend du cuivre (e.g. sous forme d’oxyde) et optionnellement au moins un promoteur choisi parmi les éléments suivants : Zn, Zr, Si, Al, Ti, Cr, Ga, Ce (e.g. sous forme d’oxyde), et optionnellement un support (e.g. un oxyde réfractaire tel que de l’alumine). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur pour l'hydrogénation du CO 2 est de type CuO/ZnO/Al 2 O 3 . Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur pour l'hydrogénation du CO 2 comprend 50-75% en poids de CuO, 15-35% en poids de ZnO et 5-20% d’Al2O3, par rapport au poids total du catalyseur. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le gaz de synthèse 34 peut être purifié avant d'être introduit dans la section réactionnelle de synthèse de méthanol 50. La purification du gaz de synthèse vise à éliminer les composés soufrés, azotés, des halogènes, métaux lourds et métaux de transition. Les principales technologies de purification des gaz de synthèse sont : adsorption, absorption, réactions catalytiques. Les différentes méthodes de purification sont bien connues de l'homme du métier, on peut se référer par exemple à : Oil & Gas Science and Technology – Rev. IFP Energies nouvelles, 68 (2013), No. 4 ; et à Applied Energy, 237 (2019), 227-240. Dans la section optionnelle de purification 52 le méthanol 51 est traité pour séparer de l’eau 53 et un gaz de recycle 54 comprenant du CO non converti et/ou du CO 2 non converti, et pour produire du méthanol purifié 55. Le gaz de recycle 54 est préférablement recyclé à l’entrée de la section réactionnelle de synthèse du méthanol 50. La séparation eau-méthanol peut être réalisée par distillation. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le méthanol purifié 55 comprend au moins 99,1 % en poids de méthanol. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’eau 53 comprend au moins 99,99% en poids d’eau. L’eau 53, co-produit de la réaction de synthèse du méthanol, est purgée et sortie du procédé ou envoyée vers un électrolyseur pour produire de l’hydrogène ou utilisée en amont de l'unité de pyrolyse 14 ou de l’unité d’oxycombustion ou de gazéification 15 pour les opérations de prétraitement de biomasse. Avantageusement, la combinaison d’une section réactionnelle de synthèse de méthanol 50, suivie d'une section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 permet de produire des aromatiques supplémentaires à partir du CO et du CO 2 , produits de l’unité de pyrolyse 14 ou de l’unité d’oxycombustion ou de gazéification 15. Dans la présente demande, les groupes d'éléments chimiques sont donnés par défaut selon la classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, éditeur CRC press, rédacteur en chef D.R. Lide, 81ème édition, 2000-2001). Par exemple, le groupe VIIIB selon la classification CAS correspond aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC ; le groupe VIB selon la classification CAS correspond aux métaux de la colonne 6 selon la nouvelle classification IUPAC. Exemples Exemple 1 de procédé de référence On utilise un exemple de procédé de référence de transformation d’une charge comprenant un mélange de composés aromatiques issus d’un procédé de conversion de la biomasse lignocellulosique à base d’une conversion par pyrolyse catalytique. L’exemple de procédé de référence est similaire au procédé représenté sur la . En revanche, l’exemple de procédé de référence ne met pas en œuvre les unités suivantes : - unité de pyrolyse 14 ; - section réactionnelle de synthèse de méthanol 50 ; - section de purification 52 ; - section réactionnelle d’alkylation de toluène13 ; - colonne de stabilisation 12. Dans cet exemple de procédé de référence, la charge hydrocarbonée 2 consiste en l’effluent de pyrolyse 21. Les débits de composés aromatiques de l’effluent de pyrolyse 21 à traiter, en entrée du complexe aromatique, sont les suivants : - benzène : 2,63 t/h ; - toluène : 5,64 t/h ; - éthylbenzène : 0,15 t/h ; et - xylènes : 3,56 t/h. Soit un total de 11,98 t/h de composés aromatiques. Dans le procédé de référence, la totalité du toluène est converti, par une unité de dismutation en benzène et xylènes. Les xylènes de la charge et produits par dismutation sont isomérisés en paraxylène, lequel est séparé du mélange de xylènes à l’équilibre thermodynamique à la sortie de l’unité d’isomérisation, au moyen d’une unité d'adsorption en LMS. Cet ensemble d’opérations unitaires permet, dans le meilleur des cas (dans l’hypothèse d’une sélectivité de 100% pour chaque opération unitaire) de produire les composés suivants : - benzène : 5,02 t/h ; - paraxylène : 6,96 t/h - total aromatique : 11,98 t/h. Exemple 2 de procédé selon l’invention L’exemple de procédé selon l’invention permet à la fois d’augmenter la quantité totale d’aromatiques produite pour le même débit de charge que dans le procédé de référence, et d’augmenter la quantité de paraxylène. L’exemple de procédé selon l’invention est similaire au procédé représenté sur la . En revanche, l’exemple de procédé selon l’invention ne met pas en œuvre la colonne de stabilisation 12. Par rapport au schéma de procédé de référence, sont notamment ajoutés les unités suivantes : - unité de pyrolyse 14 ; - section réactionnelle de synthèse de méthanol 50 ; - section de purification 52 ; - la section réactionnelle d’alkylation de toluène 13 pour alkyler le toluène par du méthanol. Selon l’exemple de procédé selon l’invention, et avec la même deuxième charge hydrocarbonée 30 et les mêmes rendements des opérations unitaires que dans l’exemple de procédé de référence, on obtient sur la table 1 les performances suivantes comparées à celles du procédé de référence. Effluents (t/h) Exemple 1 (référence) Exemple 2 (invention) Charges : Hydrogène (35) 0 14,495 Effluent de pyrolyse (21), dont : 11,98 11,98 Benzène 2,63 2,63 Toluène 5,64 5,64 Ethylbenzène 0,15 0,15 Xylènes 3,56 3,56 Effluents Intermédiaires : Gaz de synthèse (34), dont : 105,24 CO 22,25 CO 2 82,99 Méthanol (51) 0 85,779 Produits d’intérêt : Benzène (22) 5,02 2,63 Paraxylène (39) 6,96 10,22 Méthanol 0 83,809 Sous-produits : CO 22,25 0 CO 2 82,99 0 H 2 O (31+53) 0 35,056 La table 1 montre que la mise en œuvre selon l’invention permet de produire 7% de plus d’aromatiques et de produire 20% de plus de paraxylène. L’invention produit en outre un excès de 83,8 t/h de méthanol. L’invention permet donc d’augmenter notablement la quantité de paraxylène produit et de bénéficier d’une coproduction de méthanol, produit également désiré par l’industrie. Procédé de production et conversion d’une charge hydrocarbonée, comprenant les étapes suivantes : fractionner une première charge hydrocarbonée (2) dans un train de fractionnement (4-6) pour extraire au moins une coupe comprenant du benzène (22), une coupe comprenant du toluène (23) et une coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène (24) ; séparer la coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène (24) dans une unité de séparation des xylènes (10) et produire un extrait comprenant du paraxylène (39) et un raffinat (40) comprenant de l’orthoxylène, du métaxylène et de l’éthylbenzène ; isomériser le raffinat (40) dans une unité d’isomérisation (11) et produire un isomérat (42) enrichi en paraxylène ; envoyer l’isomérat (42) enrichi en paraxylène vers le train de fractionnement (4-6) ; traiter une deuxième charge hydrocarbonée (30) dans une unité de production de gaz de synthèse (14 ; 15) pour produire un gaz de synthèse (34) comprenant au moins du monoxyde carbone et du dioxyde de carbone ; traiter le gaz de synthèse (34) dans une section réactionnelle de synthèse de méthanol (50) pour produire du méthanol (51) ; alkyler au moins une partie de la coupe comprenant le toluène (23) avec le méthanol (51) dans une section réactionnelle d’alkylation de toluène (13) et produire un effluent d’alkylation (32) comprenant des xylènes envoyé vers l’unité de séparation des xylènes (10). Procédé selon la revendication 1, comprenant le traitement du méthanol (51) dans une section de purification (52) pour séparer de l’eau (53) et produire du méthanol purifié (55). Procédé selon la revendication 2, comprenant la séparation d’un gaz de recycle (54) comprenant du CO non converti et/ou du CO 2 non converti dans la section de purification (52), et recycler ledit gaz de recycle (54) à l'entrée la section réactionnelle de synthèse de méthanol (50). Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’unité de production de gaz de synthèse (14 ; 15) comprend une unité de pyrolyse (14) adaptée pour produire au moins un effluent de pyrolyse (21) comprenant des composés hydrocarbonés de 6 à 10 atomes de carbone alimentant au moins partiellement la première charge hydrocarbonée (2). Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comprenant de fournir un apport en hydrogène (35) dans le gaz de synthèse (34). Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’unité de production de gaz de synthèse (14 ; 15) comprend : une unité de pyrolyse (14) comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 0,5 MPa et VVH comprise entre 0,01 h -1 et 10 h -1 , de préférence entre 0,01 h -1 et 5 h -1 , et de manière très préférée entre 0,1 h -1 et 3 h -1 , la VVH est le ratio du débit volumique de charge sur le volume de catalyseur utilisé ; température comprise entre 400°C et 1000°C, de préférence entre 400°C et 650°C, de préférence entre 450°C et 600°C et de préférence entre 450°C et 590°C ; catalyseur zéolithique comprenant et de préférence constitué par au moins une zéolithe choisie parmi la ZSM-5, la ferriérite, la zéolithe Béta, la zéolithe Y, la mordenite, la ZSM-23, la ZSM-57, la EU-1, la ZSM-11 et de préférence le catalyseur est un catalyseur comprenant uniquement de la ZSM-5 ; ou une unité d’oxycombustion (15) comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : un réacteur opérant en lit fluidisé ; température entre 500°C et 1000°C ; pression comprise entre 0,1 MPa et 3 MPa, de préférence entre 0,1 MPa et 1 MPa ; ou une unité de gazéification comprenant au moins un four de gazéification utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température entre 700°C et 1400°C. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel la section réactionnelle de synthèse de méthanol (50) comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : température comprise entre 200°C et 450°C, préférentiellement comprise entre 220°C et 400°C, et plus préférentiellement encore comprise entre 250°C et 350°C ; pression comprise entre 1 MPa et 12 MPa, préférentiellement comprise entre 2 MPa et 10 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 5 MPa et 10 MPa ; ratio molaire hydrogène sur CO X dans lequel CO X représente CO et CO 2 , compris entre 3 et 10, préférablement entre 3 et 7, très préférablement entre 3 et 5 ; - vitesse spatiale du gaz à l'entrée du réacteur comprise entre 0,2 g/g cata /h et 1 g/g cata /h. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel la section réactionnelle d’alkylation de toluène (13) comprend au moins un réacteur d’alkylation utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : température comprise entre 20°C et 550°C ; pression comprise entre 1 MPa et 10 MPa ; rapport molaire toluène/méthanol compris entre 1 et 5 ; PPH comprise entre 0,5 h -1 et 50 h -1 ; présence d’un catalyseur comprenant une zéolithe. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’unité d’isomérisation (11) comprend une zone d’isomérisation en phase gaz utilisée dans au moins une des conditions opératoires suivantes : température supérieure à 300°C; pression inférieure à 4,0 MPa ; vitesse spatiale horaire inférieure à 10 h -1 ; rapport molaire hydrogène sur hydrocarbure inférieur à 10 ; présence d’un catalyseur comportant au moins une zéolithe présentant des canaux dont l’ouverture est définie par un anneau à 10 ou 12 atomes d’oxygène, et au moins un métal du groupe VIIIB de teneur comprise entre 0,1 et 0,3% en poids, bornes incluses. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’unité d’isomérisation (11) comprend une zone d’isomérisation en phase liquide utilisée dans au moins une des conditions opératoires suivantes : température inférieure à 300 C; pression inférieure à 4 MPa ; vitesse spatiale horaire inférieure à 10h -1 ; présence d’un catalyseur comportant au moins une zéolithe présentant des canaux dont l'ouverture est définie par un anneau à 10 ou 12 atomes d'oxygène. Dispositif de production et conversion d’une charge hydrocarbonée, comprenant : un train de fractionnement (4-6) adapté pour extraire au moins une coupe comprenant du benzène (22), une coupe comprenant du toluène (23) et une coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène (24) à partir d’une première charge hydrocarbonée (2) ; une unité de séparation des xylènes (10) adaptée pour traiter la coupe comprenant des xylènes et de l’éthylbenzène (24) et produire un extrait comprenant du paraxylène (39) et un raffinat (40) comprenant de l’orthoxylène, du métaxylène et de l’éthylbenzène ; une unité d’isomérisation (11) adaptée pour traiter le raffinat (40) et produire un isomérat (42) enrichi en paraxylène envoyé vers le train de fractionnement (4-6) ; une unité de production de gaz de synthèse (14 ; 15) adaptée pour traiter une deuxième charge hydrocarbonée (30) et produire un gaz de synthèse (34) comprenant au moins du monoxyde carbone et du dioxyde de carbone ; une section réactionnelle de synthèse de méthanol (50) adaptée pour traiter le gaz de synthèse (34) et produire du méthanol (51) ; une section réactionnelle d’alkylation de toluène (13) adaptée pour traiter au moins une partie de la coupe comprenant du toluène (23) avec le méthanol (51) et produire un effluent d’alkylation (32) comprenant des xylènes envoyé vers l’unité de séparation des xylènes (10). Dispositif selon la revendication 11, dans lequel la section réactionnelle d’alkylation de toluène (13) est adaptée pour séparer des xylènes d’une coupe contenant de l’eau (31) pour produire l’effluent d’alkylation (32). Dispositif selon la revendication 11 ou la revendication 12, comprenant en outre une unité de séparation de charge (1) pour séparer la charge (2) en une coupe hydrocarbonée à 7 atomes de carbone ou moins (16) envoyée vers la colonne de benzène (4) du train de fractionnement (4-6), et une coupe aromatique à 8 atomes de carbone ou plus (17) envoyée vers la colonne des xylènes (6) du train de fractionnement (4-6). Dispositif selon la revendication 13, comprenant en outre une unité d’extraction des aromatiques (3) entre l’unité de séparation de charge (1) et la colonne de benzène (4) pour séparer les composés aliphatiques (19) de la coupe aromatique à 7 atomes de carbone ou moins (16) et produire un extrait (20) envoyé vers la colonne de benzène (4). Dispositif de conversion selon l’une quelconque des revendications 11 à 14, comprenant en outre une colonne de stabilisation (12) adaptée pour retirer une coupe d’espèces volatiles (45) des effluents de l’unité d’isomérisation (11).