FR 3157418 A1 20250627 FR 2314719 A 20231221 Dispositif/procédé de captage/conversion de CO 2 , comprenant/utilisant une unité de captage de CO 2 (2), une unité d’électrolyse d’eau (5), une unité RWGS (8), une unité FT (13), une unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse (28) et une unité à l’hydrogène (20), dans lesquels une unité de séparation du dioxyde de carbone (34) est disposée pour : traiter un premier gaz de synthèse (12) et un deuxième gaz de synthèse (29) ; produire un effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone (18) et un effluent gazeux riche en dioxyde de carbone (35) ; et recycler l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone (35) à l’entrée de la section de RWGS (8). Figure 1 à publier Production de carburants de synthèse à partir de CO 2 avec conversion de sous-produits et séparation de CO 2 La présente invention porte sur la production de carburants de synthèse, à savoir de l’essence, du kérosène, du gazole, et/ou d’autres produits hydrocarbonés, tels du naphta, ou des bases lubrifiantes, de très haute qualité (essentiellement dépourvus de soufre, d’aromatiques, d’azote). Plus particulièrement, un objet de la présente invention est de produire des carburants de synthèse à partir de dioxyde de carbone (CO 2 ) et d’eau. La conversion du dioxyde de carbone en base carburant selon l’invention concerne notamment les étapes suivantes : le captage du dioxyde de carbone, l’électrolyse de l’eau, la conversion du dioxyde de carbone et de l’hydrogène en gaz de synthèse composé majoritairement de monoxyde de carbone (CO) et d’H 2 , la conversion des gaz de synthèse en hydrocarbures de synthèse par le procédé Fischer-Tropsch (FT) et la conversion de sous-produits présents dans l’effluent gazeux issu du procédé FT en un deuxième gaz de synthèse riche en CO et H 2 . Les propriétés des produits issus du procédé Fischer-Tropsch peuvent être ajustées par des opérations de post-traitement adaptées pour obtenir les spécifications carburants désirées. L’utilisation du procédé de conversion du gaz à l'eau inversée (« Reverse Water-Gas Shift » ou « RWGS » selon la terminologie anglo-saxonne) pour convertir un mélange de dioxyde de carbone et d’hydrogène en gaz de synthèse CO+H 2 est connue de l’homme du métier depuis très longtemps. Il en est de même pour le procédé de synthèse Fischer-Tropsch qui permet de convertir ledit gaz de synthèse en un mélange de paraffines, et/ou d’oléfines et/ou d’oxygénés selon le catalyseur et les conditions opératoires. Dans le cas où des paraffines sont produites, il est préférable d’en améliorer certaines propriétés pour les rendre utilisables pour les applications transports. Des enchainements d’opérations unitaires ont fait l’objet de demandes de brevets, ces enchainements d’opérations unitaires visent à convertir du dioxyde de carbone en base pour carburants, souvent connus sous le terme de e-fuels (en français e-carburants ou électro-carburants). On peut par exemple citer la demande de brevet US2010/0280135 A1 qui décrit un procédé de synthèse renouvelable Fischer-Tropsch qui permet de produire des hydrocarbures et des alcools à partir de l'énergie éolienne, de dioxyde de carbone résiduel et d'eau. Le procédé comprend les opérations unitaires suivantes : électrolyse de l'eau pour produire de l'hydrogène et de l'oxygène, un réacteur RWGS pour la production de gaz de synthèse, une synthèse Fischer-Tropsch dans un réacteur multitubulaire à haute température. Diverses options de recyclage sont décrites (e.g. recycle après séparation du dioxyde de carbone non converti de la RWGS, recycle du dioxyde de carbone ex-FT vers RWGS, recycle de H 2 et CO non converti ex-FT vers FT). La demande de brevet US2007/0244208 A1 concerne un procédé de production de carburant à indice d'octane élevé à partir de dioxyde de carbone et d'eau. La matière première est le dioxyde de carbone industriel et l'eau. Le produit final peut être une essence à indice d'octane élevé, du gazole à haut indice de cétane ou d'autres mélanges d'hydrocarbures liquides convenant à l'entraînement de moteurs à combustion conventionnels ou des hydrocarbures adaptés à un traitement industriel ultérieur ou à une utilisation commerciale. Des produits, tels que l'éther diméthylique ou le méthanol peuvent également être retirés de la ligne de production. La chaleur générée par les réactions exothermiques dans le processus est entièrement utilisée, de même que la chaleur générée par le processus de production, tout comme la chaleur produite par le retraitement des hydrocarbures qui ne conviennent pas au carburant liquide. La demande de brevet US2012/0079767 A1 décrit un procédé et système pour produire du gaz de synthèse en combinant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone provenant de sources séparées tout en contrôlant le rapport molaire (H 2 /CO) du gaz de synthèse produit. L'hydrogène est produit par électrolyse de l'eau. Le monoxyde de carbone est produit en faisant réagir du dioxyde de carbone capturé dans les gaz d'échappement des moteurs à combustion fixes, avec l'hydrogène dans un réacteur RWGS. Les carburants hydrocarbonés sont produits à partir du gaz de synthèse par la synthèse Fischer-Tropsch. La demande de brevet US2007/0142481 A1 décrit un procédé de synthèse d'hydrocarbures comprenant l'introduction d'hydrogène et de monoxyde de carbone, dans un premier étage de réaction de Fischer-Tropsch permettant à l'hydrogène et au monoxyde de carbone de réagir partiellement de manière catalytique pour former des hydrocarbures. Au moins une partie d'un gaz de queue qui comprend de l'hydrogène et du monoxyde de carbone n'ayant pas réagi, obtenu à partir de la première étape de réaction, est introduite dans une seconde étape de réaction de Fischer-Tropsch qui est une étape de réaction de Fischer-Tropsch catalytique à haute température à deux phases. L'hydrogène et le monoxyde de carbone peuvent au moins partiellement réagir catalytiquement dans la deuxième étape de réaction pour former des hydrocarbures gazeux. Cette demande de brevet est caractérisée par la présence de deux réacteurs Fischer-Tropsch en série, le deuxième traite le gaz de synthèse non converti du premier. Il n’y a pas de recycle du dioxyde de carbone ni de recycle de l'eau. La demande de brevet WO2022/232936 A1 décrit un procédé permettant d'augmenter la production de monoxyde de carbone et de recycler le dioxyde de carbone lors du traitement du gaz de synthèse à l'aide d'une unité de conversion de dioxyde de carbone en monoxyde de carbone, telle qu'un réacteur Reverse Water Gas Shift (RWGS), convertissant l’excès de CO 2 du gaz de synthèse produit en CO supplémentaire, en utilisant une source externe d’hydrogène vert, renouvelable ou à faible intensité carbone. Ainsi l’analyse de l’art antérieur met en évidence que l’enchainement d’opérations unitaires de RWGS et Fischer-Tropsch permet de produire des bases synthétiques pour carburants à partir de dioxyde de carbone et d’hydrogène, ledit hydrogène pouvant dans certains cas être produit par électrolyse de l’eau avec une source d’électricité bas carbone, telle que le solaire ou l’éolien par exemple ou encore le nucléaire. En revanche, l’art antérieur ne mentionne pas la possibilité d’intégrer des unités additionnelles permettant d’augmenter la conversion de dioxyde de carbone. L’invention concerne le captage et la conversion du dioxyde de carbone, de façon à produire un gaz de synthèse CO+H 2 , et en la conversion dudit gaz de synthèse en hydrocarbures de synthèse par la réaction Fischer-Tropsch. Les caractéristiques des effluents issus de la synthèse Fischer-Tropsch peuvent ensuite être ajustées par un procédé de post-traitement (« upgrading » selon la terminologie anglo-saxonne ; connu de l’homme du métier) pour qu’ils soient compatibles avec l’usage pour carburants terrestres, aérien et maritime. Les gaz produits en sortie du réacteur Fischer-Tropsch peuvent également être valorisés en méthane synthétique (e-méthane), gaz naturel synthétique SNG (e-SNG) ou GPL synthétique (e-GPL). Spécifiquement, la présente invention concerne un dispositif et un procédé de production de carburants de synthèse à partir de dioxyde de carbone et d’eau, permettant une production améliorée des produits d’intérêt. Avantageusement, le procédé permet également, par une intégration thermique originale, de minimiser les besoins énergétiques pour la production desdits carburants. La présente invention repose sur la présence d’une unité de séparation du dioxyde de carbone contenu dans le gaz de synthèse en amont de l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch, le dioxyde de carbone séparé de cet effluent gazeux est recyclé à l’entrée de l’unité réactionnelle de RWGS. Ainsi le gaz de synthèse envoyé à l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch ne contient sensiblement plus de dioxyde de carbone. L’invention repose également sur la présence d’une unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse alimentée par l’effluent gazeux de l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch pour produire principalement un deuxième gaz de synthèse riche en H 2 et CO. Avantageusement, le deuxième gaz de synthèse est renvoyé à l’entrée de l’unité de séparation du dioxyde de carbone, permettant de recycler le CO 2 issu de des unités de RWGS et de conversion de sous-produits gaz de synthèse vers l’unité de RWGS et de valoriser du CO supplémentaire dans l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch. L’unité de séparation du dioxyde de carbone est donc alimentée par le premier gaz de synthèse issu de l’unité de RWGS et par le deuxième gaz de synthèse issu de l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse. L’intégration énergétique du procédé permet également de produire de l’électricité à partir de la récupération de chaleur. Cette chaleur convertie en électricité permet d’apporter de l’énergie à la fois pour l’électrolyse de l’eau et/ou l’unité de RWGS et/ou l’unité de captage et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone et/ou l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse. Avantageusement, de l’hydrogène produit par électrolyse de l’eau peut être utilisé pour la conversion du dioxyde de carbone, la synthèse Fischer-Tropsch et le post-traitement. Préférablement, l’hydrogène nécessaire dans le procédé est intégralement fourni par une unité d’électrolyse de l’eau. Ainsi le procédé selon l’invention peut ne pas nécessiter d’apport d’hydrogène externe, par exemple produit par vaporeformage de gaz naturel. L’électrolyseur fonctionnera avec de préférence une électricité bas carbone, ce qui contribuera au caractère renouvelable des carburants et gaz produits. En outre, l’eau utilisée pour la production d’hydrogène peut provenir au moins en partie du recyclage de l’eau produite dans les différentes étapes du procédé, ce qui présente l’avantage de limiter l’apport extérieur en eau. Avantageusement, l’oxygène produit par l’électrolyse de l’eau peut alimenter la section de conversion de sous-produits en gaz de synthèse. Selon un premier aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un dispositif de captage et de conversion d’une charge contenant du dioxyde de carbone, comprenant les unités suivantes : - une unité de captage de dioxyde de carbone de la charge mettant par exemple en œuvre au moins un solvant à base d’amines, au moins un solvant physique tel que par exemple à base de diméthyléther de polyéthylèneglycol, et/ou un équipement d’adsorption physique opérée par adsorption à température alternée, et étant adaptée pour produire un effluent riche en dioxyde de carbone ; - une unité d’électrolyse de l’eau adaptée pour convertir de l’eau pour produire de l’oxygène et de l’hydrogène ; - une unité réactionnelle de conversion du gaz à l'eau inversée RWGS adaptée pour traiter l’effluent riche en dioxyde de carbone avec l’hydrogène et produire un premier gaz de synthèse et un premier effluent d’eau optionnellement recyclé au moins en partie à l’entrée de l’unité d’électrolyse de l’eau ; - une unité de séparation du dioxyde de carbone adaptée pour traiter le premier gaz de synthèse, produire un effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone et un effluent gazeux riche en dioxyde de carbone, et recycler l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone à l’entrée de la section de RWGS ; - une unité réactionnelle de Fischer-Tropsch adaptée pour convertir l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone, et produire un effluent hydrocarboné, un deuxième effluent d’eau optionnellement recyclé au moins en partie à l’entrée de l’unité d’électrolyse de l’eau, et un effluent gazeux, et générer optionnellement une première vapeur d’eau, générée par exemple par la vaporisation d’eau dans un échangeur de chaleur situé à l’intérieur de l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch, pour alimenter en énergie thermique l’unité de captage de dioxyde de carbone et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone ; - une unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse adaptée pour convertir au moins une partie de l’effluent gazeux, et produire un deuxième gaz de synthèse riche en monoxyde de carbone et hydrogène qui est envoyé dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone ; et - une unité réactionnelle à l’hydrogène (unité d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation) adaptée pour traiter l’effluent hydrocarboné et produire au moins une coupe hydrocarbonée, par exemple aux spécifications pour les applications de transport. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse est adaptée pour produire de la chaleur utilisée pour apporter des calories à l’unité réactionnelle de RWGS et/ou l’unité de captage de dioxyde de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend une alimentation en hydrogène adaptée pour apporter de l’hydrogène dans l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend une première turbine pour traiter au moins une partie de l’effluent gazeux pour produire de l’électricité. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de RWGS est adaptée pour produire une deuxième vapeur d’eau par échange thermique (indirect) entre de l’eau (non représentée) et un effluent sortant d’un réacteur RWGS, pour alimenter optionnellement en énergie thermique l’unité de captage de dioxyde de carbone et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone ; et/ou l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse est adaptée pour produire une troisième vapeur d’eau par échange thermique (indirect) entre de l’eau (non représentée) et un effluent sortant d’un réacteur de conversion de sous-produits en gaz de synthèse, pour alimenter optionnellement en énergie thermique l’unité de captage de dioxyde de carbone et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le dispositif comprend une deuxième turbine adaptée pour traiter au moins en partie la première vapeur d’eau et/ou la deuxième vapeur d’eau et/ou la troisième vapeur d’eau pour produire de l’électricité. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’électricité (e.g. produite par la ou les turbines) est utilisée pour apporter des calories à l’unité réactionnelle de RWGS et/ou l’unité de captage de dioxyde de carbone et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone et/ou l’unité d’électrolyse de l’eau et/ou des pompes ou compresseurs présents dans une unité du dispositif selon l’invention. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’électricité est utilisée pour apporter des calories à la section de régénération de l’unité de captage de dioxyde de carbone et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’électrolyse de l’eau traite de l’eau provenant d’une ligne d’appoint et/ou de l’unité réactionnelle de RWGS et/ou de l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch et/ou de l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent riche en dioxyde de carbone et/ou l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone sont purifiés, séparément ou après mélange, avant d’être introduits dans l’unité réactionnelle de RWGS Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone) est purifié avant d'être introduit dans l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le premier effluent d’eau, et/ou le deuxième effluent d’eau est purifié avant d'être introduit dans l’unité d’électrolyse de l’eau. Les étapes de purification des effluents visent à éliminer au moins partiellement au moins un des composés suivants : des composés organiques, des espèces ioniques, des composés soufrés, des composés azotés, des composés halogénés, des métaux (e.g. lourds), des métaux de transition. Selon un deuxième aspect, les objets précités, ainsi que d’autres avantages, sont obtenus par un procédé de captage et de conversion du dioxyde de carbone, comprenant les étapes suivantes : - traiter une charge dans une unité de captage de dioxyde de carbone pour produire un effluent riche en dioxyde de carbone ; - convertir de l’eau dans une unité d’électrolyse de l’eau pour produire de l’oxygène et de l’hydrogène ; - traiter l’effluent riche en dioxyde de carbone avec l’hydrogène dans une unité réactionnelle de conversion du gaz à l'eau inversée RWGS pour produire un premier gaz de synthèse et un premier effluent d’eau optionnellement recyclé au moins en partie à l’entrée de l’unité d’électrolyse de l’eau ; - traiter le premier gaz de synthèse dans une unité de séparation du dioxyde de carbone pour produire un effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone et un effluent gazeux riche en dioxyde de carbone ; - recycler l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone à l’entrée de la section de RWGS ; - convertir l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone dans une unité réactionnelle de Fischer-Tropsch pour produire un effluent hydrocarboné, un deuxième effluent d’eau optionnellement recyclé au moins en partie à l’entrée de l’unité d’électrolyse de l’eau, et un effluent gazeux ; - convertir au moins une partie de l’effluent gazeux dans une unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse pour produire un deuxième gaz de synthèse riche en monoxyde de carbone et hydrogène qui est envoyé dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone ; et - traiter l’effluent hydrocarboné dans une unité réactionnelle à l’hydrogène pour produire au moins une coupe hydrocarbonée, par exemple aux spécifications pour les applications de transport. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle de RWGS comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 700°C et 1200°C, préférentiellement comprise entre 800°C et 1100°C, et plus préférentiellement encore comprise entre 850°C et 1050°C ; - pression comprise entre 0,1 MPa et 10 MPa, préférentiellement comprise entre 0,1 MPa et 5 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 0,1 MPa et 3,5 MPa ; - vitesse spatiale du gaz à l'entrée du réacteur comprise entre 2000 NL/kg cata /h et 40000 NL/kg cata /h ; - catalyseurs comprenant un métal ou une combinaison de métaux choisis parmi le groupe consistant en les éléments Ni, Cu, Fe, Co, Pt, Pd, Ru, Ag et Au. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur pour la réaction de RWGS comprend un support, par exemple à base d’alumine, de silice, de silice-alumine, d’alumine-silicé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle FT comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 170°C et 280°C, de préférence entre 190°C et 260°C et préférentiellement entre 210°C et 240°C ; - pression absolue comprise entre 1,0 MPa et 6,0 MPa, de préférence entre 1,5 MPa et 3,5 MPa et préférentiellement entre 2,0 MPa et 3,0 MPa ; - catalyseur comprenant du cobalt ou du fer, de manière préférée du cobalt, le catalyseur comprenant optionnellement un support, par exemple à base d’alumine, de silice, de silice-alumine, d’alumine-silicé ou de titane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 9MPa ; - température comprise entre 600°C et 2000°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de captage de dioxyde de carbone et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone met en œuvre une séparation par solvant chimique et/ou solvant physique et/ou membrane et/ou adsorption sur un solide. Des modes de réalisation du dispositif et du procédé selon les aspects précités ainsi que d’autres caractéristiques et avantages vont apparaître à la lecture de la description qui va suivre, donnée à titre uniquement illustratif et non limitatif, et en référence au dessin suivant. Liste des figures La FIG. 1 montre une représentation schématique d’un dispositif selon la présente invention dans laquelle le premier gaz de synthèse et le deuxième gaz de synthèse sont notamment envoyés dans une unité de séparation du dioxyde de carbone. Des modes de réalisation du dispositif selon le premier aspect et du procédé 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 dispositif. Cependant, il apparaîtra à l’homme du métier que le dispositif peut 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 description, 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, sensiblement, ou uniquement un composé A correspond à un effluent comprenant au moins 95% en poids, préférablement au moins 98% en poids, très préférablement au moins 99% en poids, voire 100%, de composé A. Dans la présente description, le terme « solvant physique » est synonyme de (signifie la même chose que) solvant formant des liaisons faibles (e.g. liaison hydrogène, liaison de van der Waals) avec le soluté, solvant ne formant pas de liaison forte (e.g. liaison covalente, liaison ionique) avec le soluté. La présente invention peut se définir comme un dispositif et un procédé comprenant un enchainement d’opérations unitaires permettant de produire des hydrocarbures de synthèse, tels que des carburants de synthèse, par exemple de l’essence, du kérosène, du gazole et/ou du naphta ou des bases lubrifiantes, préférablement de très haute qualité à partir de dioxyde de carbone issu d’une unité de captage. Le dispositif et le procédé selon l’invention sont notamment caractérisés en ce qu’ils comprennent et utilisent des unités de captage de dioxyde de carbone, de conversion du gaz à l'eau inversée (RWGS), de séparation du dioxyde de carbone d’un effluent gazeux, de synthèse Fischer-Tropsch (FT), de traitement à l’hydrogène (hydrotraitement, et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation) des coupes hydrocarbonées issues de l’unité réactionnelle FT, et de conversion des sous-produits hydrocarbonés gazeux du procédé (RWGS et/ou synthèse Fischer-Tropsch et/ou traitement à l’hydrogène). Avantageusement, l’hydrogène nécessaire peut être produit par une unité d’électrolyse de l’eau, ladite eau pouvant provenir des unités réactionnelles de RWGS, de Fischer-Tropsch et de conversion de sous-produits en gaz de synthèse. Avantageusement, l’oxygène nécessaire pour la conversion de sous-produits en gaz de synthèse peut être produit par électrolyse de l’eau, et optionnellement par une autre unité comme une unité de séparation d’air. Une des caractéristiques de la présente invention peut être résumée en l’utilisation de dioxyde de carbone pour la production de carburants de synthèse, de l’essence, du kérosène, du gazole et/ou du naphta ou des bases lubrifiantes de très haute qualité. La présente invention repose notamment sur la présence d’une unité de séparation de dioxyde de carbone pour extraire le dioxyde de carbone des autres composés gazeux du procédé et le recycler. Ladite unité de séparation de dioxyde de carbone peut être localisée à proximité des autres unités comprises dans l’invention ou être à distance, impliquant un transport du dioxyde de carbone par tous les moyens connus de l’homme du métier (transport par pipeline, transport dans des citernes pour un transport par train, camion ou par bateau). La présente invention repose également sur une unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse adaptée pour traiter les sous-produits hydrocarbonés gazeux pour produire un deuxième gaz de synthèse riche en monoxyde de carbone et hydrogène afin d’améliorer la production de produits d’intérêt. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la présente invention permet également de minimiser la quantité d’énergie carbonée externe au procédé et donc l’impact sur l’environnement, au moyen d’une intégration énergétique originale basée sur l’utilisation de la chaleur en sortie de l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch et optionnellement de l’unité réactionnelle de RWGS et/ou de la conversion de sous-produits en gaz de synthèse, pour désorber le dioxyde de carbone, par exemple complexé à une amine dans l’unité de captage de dioxyde de carbone et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone et plus particulièrement dans une unité de régénération du solvant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, de l’électricité peut être également produite par une turbine alimentée par un effluent issu de l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch et/ou par de la vapeur d’eau (e.g. produite en sortie de l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch et/ou de l’unité réactionnelle de RWGS et/ou de l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse), cette électricité permettant par exemple d’apporter des calories au dispositif selon l’invention, par exemple à l’unité réactionnelle de RWGS. Ainsi la combinaison des unités de captage, séparation et de conversion chimique du dioxyde de carbone avec préférablement une intégration thermique originale permet de produire des bases pour carburants, et en particulier pour carburant pour le secteur aérien tout en minimisant l’impact environnemental du procédé. Préférablement, l’utilisation de l’eau produite par l’unité réactionnelle de RWGS et/ou l’unité de Fischer-Tropsch et/ou l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse, dans l’unité d’électrolyse de l’eau, permet en outre de minimiser l’impact environnemental du procédé. En référence à la FIG. 1 , le dispositif de conversion du dioxyde de carbone en hydrocarbures liquides comprend : - une unité de captage de dioxyde de carbone 2 adaptée pour traiter une charge 1 contenant du dioxyde de carbone et produire un effluent (gazeux) riche en dioxyde de carbone 3 ( i.e., enrichi en dioxyde de carbone par rapport à la charge 1) ; - une unité d’électrolyse de l’eau 5 adaptée pour traiter de l’eau 4 (fraiche ou recyclée) pour produire de l’oxygène 6 et de l’hydrogène 7 ; - une unité réactionnelle de RWGS 8 adaptée pour convertir au moins partiellement le dioxyde de carbone de l’effluent riche en dioxyde de carbone 3 en un premier gaz de synthèse 12, et un premier effluent d’eau 11 ; - une unité de séparation du dioxyde de carbone 34 adaptée pour traiter le premier gaz de synthèse 12 et produire un effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 et un effluent gazeux riche en dioxyde de carbone 35, et recycler l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone 35 à l’entrée de la section de RWGS 8 ; - une unité réactionnelle de Fischer-Tropsch FT 13 adaptée pour convertir l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 et produire au moins un effluent hydrocarboné 17, un effluent gazeux 33, et un deuxième effluent d’eau 16 produit de la synthèse Fischer-Tropsch issu de la condensation de l’eau gazeuse dans les conditions opératoires de la réaction Fischer-Tropsch, et optionnellement adaptée pour générer une première vapeur d’eau 22, générée par exemple par la vaporisation d’eau dans un échangeur de chaleur situé à l’intérieur de l’unité réactionnelle FT 13, pour alimenter en énergie thermique l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34 ; - une unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 adaptée pour convertir au moins une partie 24 de l’effluent gazeux 33, produire un deuxième gaz de synthèse 29 riche en monoxyde de carbone et hydrogène, et envoyer le deuxième gaz de synthèse 29 dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34 ; - une unité réactionnelle à l’hydrogène 20 (unité d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation) adaptée pour traiter l’effluent hydrocarboné 17 avec de l’hydrogène 7 et séparer au moins une coupe hydrocarbonée 21 comprenant par exemple au moins une des coupes suivantes : naphta, essence, kérosène, gazole, et base lubrifiante ; - optionnellement une première turbine 26 adaptée pour traiter au moins une partie 24 de l’effluent gazeux 33 pour produire de l’électricité. Avantageusement, l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch FT 13 et optionnellement l’unité réactionnelle de RWGS 8 et optionnellement l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 sont adaptées pour produire de la vapeur d’eau par échange thermique. Avantageusement, l’utilisation de vapeur d’eau permet d’alimenter en énergie l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34, par exemple en régénérant un solvant à base d’amines (ou un solvant physique) chargé en dioxyde de carbone dans une unité de régénération de l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et/ou de l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34, ou en alimentant un équipement d’adsorption à température alternée. Pour éviter de compliquer inutilement la description et les figures, il apparaîtra à l’homme du métier que les alimentations en eau de l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch FT 13, de l’unité réactionnelle de RWGS 8 et de l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 pour générer de la vapeur d’eau, n’ont pas été décrites en détail. Il en est de même pour la sortie en eau de l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34. Unité de captage de dioxyde de carbone L’unité de captage de dioxyde de carbone 2 permet de séparer le dioxyde de carbone du reste de la charge 1, le dioxyde de carbone pouvant alors être comprimé ou liquéfié pour valorisation ou pour stockage, incluant une éventuelle étape de transport. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 comprend au moins 0,04% vol de dioxyde de carbone, préférablement au moins 2% vol de dioxyde de carbone, très préférablement au moins 10% vol de dioxyde de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 comprend ou consiste en des fumées d’oxycombustion. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 comprend des effluents gazeux issus d’au moins une unité choisie dans le groupe constitué par : une raffinerie, un incinérateur, une unité de pétrochimie, une unité de chimie, une centrale électrique thermique, une papeterie, une éthanolerie, une sucrerie. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 comprend des effluents gazeux issus de cimenterie, et/ou des effluents gazeux issus d’unité de production de chaux, et/ou des effluents gazeux issus de hauts fourneaux. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les fumées d’oxycombustion proviennent d’une chambre d’oxycombustion (e.g. de chaudière) adaptée pour bruler un combustible, tel que du charbon, du gaz naturel, du fioul, du biogaz, de la biomasse, des déchets organiques, des déchets urbains, avec un comburant, en général de l’air. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 comprend ou consiste en du biogaz, du gaz naturel, du gaz de synthèse, du gaz de raffinerie, du gaz de fermentation de biomasse, du gaz de cimenterie et du gaz de haut-fourneaux. Le dioxyde de carbone peut également être le dioxyde de carbone présent dans l’air. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la charge 1 comprend ou consiste en de l’air. Par exemple, l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 peut comprendre un dispositif de captage direct dans l’air (« Direct Air Capture » ou « DAC » selon la terminologie anglo-saxonne) et/ou un dispositif de captage direct dans l’océan (« Direct Ocean Capture » ou « DOC » selon la terminologie anglo-saxonne). Pour le captage plusieurs agents peuvent être utilisés, tels que des solvants et des solides. Selon l’invention, l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 met en œuvre au moins un solvant à base d’amines, et/ou au moins un solvant physique tel que par exemple à base de diméthyléther de polyéthylèneglycol), et/ou un équipement (d’adsorption physique) d’adsorption à température alternée. Une technologie de captage de dioxyde de carbone très répandue s’appuie sur le phénomène de l’absorption, à savoir le passage d’une espèce chimique d’un gaz vers un liquide. Le gaz contenant les impuretés, ou l’espèce à séparer, est envoyé dans une colonne où il est mis en contact avec un solvant liquide, les deux flux pouvant être mis en œuvre selon différentes configurations hydrodynamiques (co-courant, courants croisés ou contrecourant, cette dernière solution étant préférée pour des raisons d’équilibre thermodynamique favorable). Cette absorption est réalisée à l’aide d’une solution absorbante, comprenant un solvant chimique ou un solvant physique, cette distinction étant liée au fait qu’il y ait ou non une réaction chimique entre le composant absorbé et le solvant. Une absorption physique est préférée dans une logique de minimisation du coût énergétique du procédé ; celle-ci est particulièrement adaptée en cas de forte pression partielle de l’espèce à séparer. L’absorption chimique est quant à elle préférée dans le cas de forte dilution et faible pression partielle de l’espèce à séparer et/ou dans le cas où l’on souhaite un fort taux de récupération de cette espèce ou enfin si l’on souhaite atteindre une spécification sévère quant à la concentration maximale admissible de cette espèce dans le flux de gaz une fois lavé. Ainsi pour le captage de dioxyde de carbone sur des fumées (industrielles) à faible valeur de concentration en dioxyde de carbone, typiquement comprises entre 3 et 15 % en volume (typiquement dans des gaz à faible pression), le lavage par absorption chimique, par exemple en utilisant un solvant aux amines, par exemple de type alcanolamine, est bien adapté. Les solutions absorbantes couramment utilisés aujourd'hui sont les solutions aqueuses comportant un ou plusieurs composés réactifs ou présentant une affinité physico-chimique avec les composés acides. Les composés réactifs peuvent être par exemple et de façon non limitative des aminés (primaires, secondaires, tertiaires, cycliques ou non, aromatiques ou non, saturées ou non), des alcanolamines, des polyamines, des acides aminés, des sels alcalins d’acides aminés, des amides, des urées, des phosphates, de carbonates ou des borates de métaux alcalins. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la solution absorbante est une solution aqueuse comportant un ou plusieurs composés réactifs avec une fonction aminé et dont la structure est décrite de la page 6, ligne 1 à la page 7, ligne 3, de la demande de brevet WO2007/104856. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les composés réactifs représentent de 10% poids à 90% poids, préférablement entre 20% poids et 50% poids, très préférablement entre 25% poids et 40% poids, du poids total de la solutions absorbante. L’absorption chimique aux solvants aux amines est basée sur les équilibres acidobasiques, la basse température favorisant la réaction entre l’amine basique et le dioxyde de carbone acide, la haute température favorisant la réaction inverse. Ainsi les procédés aux amines, utilisant par exemple une phase aqueuse à 20-50 % en masse d’amine, mettent en œuvre deux colonnes (non représentées) dans lesquelles le solvant circule de l’une à l’autre. Dans la première colonne, dénommée absorbeur, le flux à laver (i.e., la charge 1) est mis au contact du solvant aux amines à basse température. Le solvant aux amines s’écoule dans la colonne et capte le dioxyde de carbone. En fond de colonne, le solvant aux amines (solvant « riche ») atteint un taux de charge prédéterminée, ratio entre le nombre de moles de dioxyde de carbone capté et le nombre de moles d’amines. En tête de colonne, le flux gazeux sort quant à lui à des spécifications prédéterminées, à savoir une teneur en dioxyde de carbone par exemple près de 10 fois plus faible que la teneur initiale dans les fumées. Le solvant riche est envoyé vers la seconde colonne, dénommée régénérateur, dont le fonctionnement est similaire à celui d’une colonne à distiller, opérant à haute température. Le solvant aux amines régénéré (solvant « pauvre ») peut quant à lui être renvoyée vers l’absorbeur. Le solvant aux amines circule ainsi en continu en boucle fermée d’une colonne à l’autre en passant préférablement par un échangeur de chaleur charge/effluent permettant de refroidir le solvant pauvre et de préchauffer le solvant riche tout en économisant de l’énergie à l’échelle du procédé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le régénérateur opère à haute température comprise entre 90°C et 250°C, préférablement entre 110°C et 240°C, très préférablement entre 120°C et 200°C en fond de colonne. Le dioxyde de carbone libéré du régénérateur peut ensuite être optionnellement comprimé ou liquéfié et valorisé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent riche en dioxyde de carbone 3 comprend au moins 90% vol. de dioxyde de carbone, préférablement au moins 95% vol. de dioxyde de carbone, très préférablement au moins 98% vol. de dioxyde de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent riche en dioxyde de carbone 3 présente une température comprise entre 20°C et 250°C, préférablement entre 30°C et 200°C, très préférablement entre 40°C et 150°C, en sortie de l’unité de captage de dioxyde de carbone 2. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent riche en dioxyde de carbone 3 présente une pression comprise entre 0,20 MPa et 4 MPa, préférablement entre 0,30 MPa et 3,5 MPa, très préférablement entre 0,4 MPa et 3 MPa, en sortie de l’unité de captage de dioxyde de carbone 2. Un aspect primordial des opérations de traitement de fumées industrielles par solvant est l'étape de régénération de l'agent de séparation. En fonction du type d'absorption (physique et/ou chimique), on envisage généralement une régénération par détente, et/ou par distillation et/ou par entraînement par un gaz vaporisé appelé « gaz de stripage. » Une des principales limitations des solvants couramment utilisés aujourd'hui est la nécessité de mettre en œuvre des débits de solution absorbante importants, ce qui entraîne une consommation énergétique importante pour la régénération du solvant, mais également des tailles d'équipement importantes (colonnes, pompes, etc.). Ceci est particulièrement vrai dans le cas où la pression partielle de dioxyde de carbone est faible. Une telle consommation énergétique représente un coût opératoire considérable pour le procédé de captage de dioxyde de carbone. L’énergie de régénération dépend de la nature des amines et de la pression partielle de dioxyde de carbone et est typiquement comprise entre 2 GJ/t et 4 GJ/t de dioxyde de carbone capté. Les nouveaux procédés de captage tendent à diminuer cette énergie afin de tendre vers des valeurs inférieures à 2 GJ/t dioxyde de carbone. Dans le cadre de traitement de l’air, les concentrations en dioxyde de carbone étant très faibles, les énergies consommées sont très élevées de l’ordre de 5 GJ/t dioxyde de carbone à 7,5 GJ/t dioxyde de carbone. Une autre mise en œuvre possible est basée sur le principe de l’adsorption au moyen d’un adsorbant solide présentant une forte affinité chimique pour le dioxyde de carbone. Pour assurer un mode de fonctionnement en continu les procédés opèrent avec plusieurs réacteurs en parallèle. Le dioxyde de carbone s’adsorbe sur l’adsorbant solide et le flux à traiter (i.e., la charge 1) s’appauvrit au fur et à mesure de son avancée au travers du lit de solide, et, en sortie, le flux ne contient plus ou peu de dioxyde de carbone. Toutefois, l’adsorbant solide se sature progressivement et ne peut plus adsorber le dioxyde de carbone. Le flux à traiter est alors envoyé vers un autre réacteur contenant un adsorbant solide non saturé en dioxyde de carbone et l’opération de captage se poursuit. En parallèle, les réacteurs saturés en dioxyde de carbone font l’objet d’une opération de régénération : – par une montée en température, on parle alors d’adsorption à température alternée (ou « TSA » pour « Température Swing Adsorption » selon la terminologie anglo-saxonne) ; et – par une mise sous vide partiel, on parle alors d’adsorption par inversion de pression (ou « VPSA » pour « Vacuum Pressure Swing Adsorption » selon la terminologie anglo-saxonne, ou simplement « VSA » ou « PSA », éventuellement en présence d’un gaz favorisant la désorption). Les verrous des procédés TSA sont la grande quantité de chaleur requise pour la régénération. L’intégration thermique proposée dans la présente invention permet de lever ce verrou. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’adsorbant solide pour le captage de dioxyde de carbone est choisi parmi les composés suivants : le charbon actif, les zéolites, les alumines, les silices, les fibres synthétiques avec ou sans amines imprégnées, des solides de type structure métallo-organique (« Metal-Organic Framework » ou « MOF » selon la terminologie anglo-saxonne), des carbonates alcalins supportés. Ces adsorbants solides sont de plus en plus utilisés dans le cas du captage de dioxyde de carbone de l’air. L’énergie de régénération des adsorbants avec physisorption dans ces cas, par exemple sur des zéolites, sont de l’ordre 0,6 à 0,9 GJ/t dioxyde de carbone. Pour les amines supportées sur solide, l’énergie de régénération est comprise entre 5,4 et 7,2 GJ/t dioxyde de carbone. Avantageusement, l’énergie nécessaire pour la régénération du solvant aux amines et/ou la montée en température de l’adsorbant solide peut être fournie au moins partiellement par la première vapeur d’eau 22 et optionnellement la deuxième vapeur d’eau 23. De l’énergie, par exemple sous forme de troisième vapeur d’eau, peut être fournie par l’unité réactionnelle de conversion des sous-produits en gaz de synthèse 28. Cet apport d’énergie à l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 permet d’améliorer l’efficacité énergétique du procédé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la température de la vapeur d’eau (par exemple 22 et/ou 23) est d’au moins 110°C, préférablement au moins 120°C, très préférablement au moins 130°C, par exemple en sortie de l’unité réactionnelle de RWGS 8 et/ou de l’unité réactionnelle FT 13 et/ou de l’unité réactionnelle de conversion des sous-produits en gaz de synthèse 28. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la température de la vapeur d’eau est comprise entre 110°C et 270°C, préférablement entre 120°C et 260°C, très préférablement entre 130°C et 220°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la vapeur d’eau présente une pression comprise entre 0,1 MPa et 6 MPa, préférablement entre 0,1 MPa et 3,5 MPa, très préférablement entre 0,1 MPa et 1,7 MPa. Unité d’électrolyse de l’eau L’unité d’électrolyse de l’eau 5 traite de l’eau 4 provenant d’une ligne d’appoint et/ou de l’unité réactionnelle de RWGS 8 et/ou de l’unité réactionnelle FT 13. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’électrolyse de l’eau 5 comprend une section de pré-traitement adapté pour extraire des composés oxygénés de l’eau 4, par exemple du deuxième effluent d’eau 16. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’électrolyse de l’eau 5 comprend au moins un électrolyseur de type alcalin. D’autres technologies d’électrolyseur peuvent être utilisées pour l’unité d’électrolyse de l’eau, telles que l’électrolyse à membrane échangeuse de proton (PEM), l’électrolyse à oxyde solide (SOE), ou l’électrolyse à membrane échangeuse d’anions (AEM). Les conditions opératoires (température, pression, nature de l’électrolyte, des électrodes et du diaphragme/membrane) sont alors propres à chaque technologie. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’électrolyse de l’eau 5 comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : Electrolyseur de type alcalin : - température comprise entre 60°C et 90°C, - pression comprise entre 0,1 MPa et 20 MPa, de préférence entre 0,1 MPa et 4 MPa, - électrolyte comprenant du KOH, - électrodes comprenant un alliage métallique, - diaphragme comprenant de l’amiante du polytétrafluoroéthylène et/ou de l’oxyde de nickel ; Electrolyseur de type membrane échangeuse de proton (PEM) : - température comprise entre 50°C et 80°C, - pression comprise entre 0,1 MPa et 20 MPa, de préférence entre 1,8 MPa et 5,5 MPa, - électrolyte comprenant une membrane polymère, - électrodes comprenant un alliage métallique ; Electrolyseur à oxyde solide (SOE) : - température comprise entre 800°C et 900°C, - pression comprise entre 0,1 MPa et 2 MPa, de préférence entre 0,1 MPa et 0,5 MPa, - électrolyte comprenant une membrane céramique (e.g. type perovskite), - électrodes comprenant un alliage métallique ; Electrolyseur de type membrane échangeuse d’anions (AEM) : - température comprise entre 50°C et 70°C, - pression comprise entre 0,1 MPa et 20 MPa, de préférence entre 0,1 MPa et 3,5 MPa, - électrolyte comprenant une membrane polymère, - électrodes comprenant un alliage métallique. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’oxygène 6 produit par l’unité d’électrolyse de l’eau 5 comprend entre 99,0% poids et 99,8% poids d’O 2 (après séchage). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’hydrogène 7 produit par l’unité d’électrolyse de l’eau 5 comprend entre 99,5% poids et 99,999% poids de H 2 (après séchage). Avantageusement, l’oxygène 6 peut être utilisé pour la conversion de sous-produits en gaz de synthèse. L’oxygène 6 produit par l’unité d’électrolyse de l’eau 5 peut être utilisé à cet effet. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’oxygène 6 peut être purifié si nécessaire et comprimé si la conversion de sous-produits en gaz de synthèse est opérée à une pression supérieure à la pression à laquelle l’oxygène 6 est produit dans l’unité d’électrolyse de l’eau 5. Ainsi l’invention peut permettre de valoriser l’oxygène 6 produit par l’unité d’électrolyse de l’eau 5 au sein de l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse. Ainsi une partie de l’énergie utilisée pour l’électrolyse peut être réintroduite dans le système sous forme d’oxygène 6 comme vecteur d’énergie. Ceci représente un avantage par rapport à l’opération conventionnelle de produire l’oxygène pur à partir de la séparation de l’oxygène de l’air, étape couteuse en énergie. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité d’électrolyse de l’eau 5 est basée sur une technologie d’électrolyseur à oxyde solide (SOE) pour laquelle au moins une partie de l’eau 4 peut être sous forme de vapeur fournie au moins partiellement par une unité du dispositif selon l’invention, par exemple par la première vapeur d’eau 22 et/ou la deuxième vapeur d’eau 23 et/ou la troisième vapeur d’eau. Cet apport d’énergie à l’unité d’électrolyse 5 permet d’améliorer l’efficacité énergétique du procédé. Unité réactionnelle de conversion du gaz à l'eau inversée (RWGS) L’unité réactionnelle de RWGS 8 produit un premier gaz de synthèse 12 riche en CO, préférablement riche en hydrogène, et contenant du dioxyde de carbone non converti, et produit un premier effluent d’eau 11 optionnellement recyclé vers l’unité d’électrolyse de l’eau 5. L’hydrogène 7 nécessaire à la réaction de RWGS vient de l’unité d’électrolyse de l’eau 5. Optionnellement, de l’hydrogène 7 peut être fourni en excès pour répondre aux besoin en hydrogène de l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch 13. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle de RWGS 8 comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 700°C et 1200°C, préférentiellement comprise entre 800°C et 1100°C, et plus préférentiellement encore comprise entre 850°C et 1050°C ; - pression comprise entre 0,1 MPa et 10 MPa, préférentiellement comprise entre 0,1 MPa et 5 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 0,1 MPa et 3,5 MPa ; - vitesse spatiale du gaz à l'entrée du réacteur comprise entre 2000 NL/kg cata /h et 40000 NL/kg cata /h ; - catalyseurs à base des éléments Ni, Cu, Fe, Co ou de métaux précieux tels que Pt, Pd, Ru, Ag et Au. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur pour la réaction de RWGS comprend un support, par exemple à base d’alumine, de silice, de silice-alumine, d’alumine-silicé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la quantité d’hydrogène à l’entrée de l’unité réactionnelle de RWGS 8 est ajustée de façon à ce que le rapport molaire H 2 /CO dans le premier gaz de synthèse 12 soit compatible avec le besoin de l’unité Fischer-Tropsch c’est-à-dire compris entre 0,5 et 4, de préférence entre 1 et 3, de manière plus préférée entre 1,5 et 2,5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la température de l’effluent sortant du ou des réacteurs de RWGS est d’au moins 700°C, préférablement d’au moins 750°C, très préférablement d’au moins 800°C. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle de RWGS 8 produit une deuxième vapeur d’eau 23 par échange thermique (indirect) entre de l’eau (non représentée) et l’effluent du réacteur de RWGS, préférablement directement en sortie du ou des réacteurs. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la deuxième vapeur d’eau 23 alimente en énergie l’unité de régénération de l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le premier gaz de synthèse 12 comprend moins de 2% mole d’eau. Le premier gaz de synthèse 12 est envoyé dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le premier gaz de synthèse 12 peut être comprimé puis éventuellement refroidi avant d’être envoyé dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34. Unité de séparation du dioxyde de carbone Dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34, le premier gaz de synthèse 12 et le deuxième gaz de synthèse 29 sont traités pour produire : - l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 ; et - l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone 35, par rapport à la teneur en dioxyde de carbone de la somme des gaz de synthèse 12 et 29. Si le premier gaz de synthèse 12 et/ou le deuxième gaz de synthèse 29 contient de l’H 2 S, l’H 2 S est séparé comme le dioxyde de carbone c’est-à-dire que l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 est appauvri en H 2 S et l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone 35 est riche en H 2 S, par rapport à la teneur en H 2 S de la somme des gaz de synthèse 12 et 29. Pour la séparation du dioxyde de carbone plusieurs agents peuvent être utilisés, tels que des solvants, et des solides. Préférablement, l’unité de séparation de dioxyde de carbone 34 met en œuvre au moins un solvant chimique à base d’amines, et/ou au moins un solvant physique tel que par exemple à base de dialkyléther de polyéthylèneglycol ou de méthanol, et/ou un équipement d’adsorption physique à température alternée. Avantageusement, la récupération du dioxyde de carbone permet de limiter la teneur en dioxyde de carbone dans la charge de l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch 13. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de séparation de dioxyde de carbone 34 met en œuvre un lavage par absorption chimique en utilisant une un solvant, tel qu’un solvant aqueux, comportant un ou plusieurs composés réactifs ou présentant une affinité physico-chimique avec les composés acides. Les composés réactifs peuvent être par exemple et de façon non limitative des amines (primaires, secondaires, tertiaires, cycliques ou non, aromatiques ou non, saturées ou non), des alcanolamines (par exemple la monoéthanolamine, la diéthanolamine, la méthyldiéthanolamine), des polyamines, des acides aminés, des sels alcalins d’acides aminés, des amides, des urées, des phosphates, de carbonates ou des borates de métaux alcalins. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de séparation de dioxyde de carbone 34 met en œuvre un lavage par absorption chimique, par exemple en utilisant un solvant à base d’amines, par exemple de type alcanolamine. Ainsi les procédés aux amines, utilisant par exemple une phase aqueuse à 20-50 % en masse d’amine, mettent en œuvre deux colonnes (non représentées) dans lesquelles le solvant circule de l’une à l’autre. Dans la première colonne, dénommée absorbeur, le flux à laver (i.e., 12 + 29) est mis au contact du solvant aux amines à basse température. Le solvant aux amines s’écoule dans la colonne et capte le dioxyde de carbone. En fond de colonne, le solvant aux amines (solvant « riche ») atteint un taux de charge prédéterminé, ratio entre le nombre de moles de dioxyde de carbone capté et le nombre de moles d’amines. En tête de colonne, l’effluent gazeux sortant 18 est appauvri en dioxyde de carbone. Le solvant riche est envoyé vers la seconde colonne, dénommée régénérateur, dont le fonctionnement est similaire à celui d’une colonne à distiller, opérant à haute température. L’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone 35 sort en tête de régénérateur et le solvant aux amines régénéré (solvant « pauvre ») sortant en fond de régénérateur peut quant à lui être renvoyé vers l’absorbeur. Le solvant aux amines circule ainsi en continu en boucle fermée d’une colonne à l’autre en passant préférablement par un échangeur de chaleur charge/effluent permettant de refroidir le solvant pauvre et de préchauffer le solvant riche tout en économisant de l’énergie à l’échelle du procédé. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le régénérateur opère à une température comprise entre 90°C et 250°C, préférablement entre 110°C et 240°C, très préférablement entre 120°C et 200°C en fond de colonne. Cette étape de régénération peut être avantageusement réalisée en deux étapes afin d'éliminer d'une part un flux gazeux riche en dioxyde de carbone 35 et d'autre part un flux gazeux riche en H 2 S (non représenté sur la FIG. 1 ). Dans une variante du procédé selon l'invention, ledit flux gazeux riche en dioxyde de carbone 35 est purifié de l'H 2 S et avantageusement recyclé à l'entrée de la section de RWGS 8. L’énergie de régénération dépend de la nature des amines et de la pression partielle de dioxyde de carbone et est typiquement comprise entre 1 GJ/t et 4 GJ/t de dioxyde de carbone séparé. Selon un deuxième mode de réalisation, l'unité de séparation du dioxyde de carbone 34 est une unité de séparation par membrane. Les procédés de séparation par membrane ont été, dans un premier temps, peu préconisés pour la séparation du dioxyde de carbone en post-combustion, les procédés d’absorption gaz-liquide dans un solvant chimique étant considérés comme la technologie la plus mature et la plus adaptée pour assurer cette opération. Cependant les technologies les plus récentes permettent de séparer le dioxyde de carbone d’une façon économique avec des membranes (polymères denses, matériaux inorganiques, matrices hybrides, membranes liquides). On peut se référer à l’article de revue : Oil Gas Sci. Technol. – Rev. IFP Energies nouvelles, Volume 69, Number 6, November-December 2014. La principale performance est un taux de capture et une pureté du dioxyde de carbone supérieurs à 90%. Selon un troisième mode de réalisation, l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34 est basée sur le principe de l’adsorption au moyen d’un adsorbant solide présentant une forte affinité chimique pour le dioxyde de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’adsorbant solide pour la séparation de dioxyde de carbone est choisi parmi les composés suivants : le charbon actif, les zéolites, les alumines, les silices, les fibres synthétiques avec ou sans amines imprégnées, des solides de type structure métallo-organique (« Metal-Organic Framework » ou « MOF » selon la terminologie anglo-saxonne), des carbonates alcalins supportés. L’énergie de régénération des adsorbants avec physisorption dans ces cas, par exemple sur des zéolites, sont de l’ordre 0,6 à 0,9 GJ/t dioxyde de carbone. Pour les amines supportées sur solide, l’énergie de régénération est comprise entre 5,4 et 7,2 GJ/t dioxyde de carbone. Avantageusement, l’énergie nécessaire pour la régénération du solvant aux amines et/ou la montée en température de l’adsorbant solide peut être fournie au moins partiellement par la première vapeur d’eau 22 et optionnellement la deuxième vapeur d’eau 23 et optionnellement la troisième vapeur d’eau. Cet apport d’énergie à l’unité de séparation de dioxyde de carbone 34 permet d’améliorer l’efficacité énergétique du procédé. L’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 est envoyé dans l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch 13. L’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 peut être comprimé avant d’être envoyé dans l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch 13. L’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone 35 est envoyé dans l’unité réactionnelle de RWGS 8. L’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone 35 peut être comprimé avant d’être envoyé dans l’unité réactionnelle de RWGS 8. Unité réactionnelle de synthèse Fischer-Tropsch Selon l'invention, dans l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch 13, le monoxyde de carbone et l’hydrogène présents dans l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 réagissent pour produire un effluent hydrocarboné 17, un effluent gazeux 33, et un deuxième effluent d’eau 16. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 envoyé dans l’unité réactionnelle FT 13 comporte du monoxyde de carbone et de l’hydrogène avec un rapport molaire H 2 /CO compris entre 0,5 et 4, de préférence entre 1 et 3, de manière plus préférée entre 1,5 et 2,5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la quantité d’hydrogène en amont (e.g. à l’entrée) de l’unité réactionnelle FT 13 est ajustée, par exemple au moyen d’une alimentation optionnelle en hydrogène 36, de façon à ce que le rapport molaire H 2 /CO soit comme défini ci-dessus. L’unité réactionnelle FT 13 est mise en œuvre dans une unité réactionnelle comprenant un ou plusieurs réacteurs adaptés, dont la technologie est connue de l’homme de métier. Il peut s’agir, par exemple, d’un ou plusieurs réacteurs à lit fixe multitubulaire, ou d’un ou plusieurs réacteurs de type colonne à bulles (« slurry bubble column » selon la terminologie anglo-saxonne), ou d’un ou plusieurs réacteurs microcanaux. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch met en œuvre un ou plusieurs réacteurs de type colonne à bulles. La synthèse étant fortement exothermique, ce mode de réalisation permet, entre autres, d’améliorer le contrôle thermique du réacteur et de créer peu de perte de charge. Le catalyseur mis en œuvre dans cette de synthèse Fischer-Tropsch est généralement tout solide catalytique connu de l’homme du métier permettant de réaliser la synthèse Fischer-Tropsch. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur mis en œuvre dans la synthèse Fischer-Tropsch comporte du cobalt ou du fer, de manière préférée du cobalt. Le catalyseur mis en œuvre est généralement un catalyseur supporté. Le support peut être, à titre d’exemple, à base d’alumine, de silice, de silice-alumine, d’alumine-silicé ou de titane. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle FT 13 comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 170°C et 280°C, de préférence entre 190°C et 260°C et préférentiellement entre 210°C et 240°C, - pression absolue comprise entre 1,0 MPa et 6,0 MPa, de préférence entre 1,5 MPa et 3,5 MPa et préférentiellement entre 2,0 MPa et 3,0 MPa. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch 13 est adaptée pour produire la première vapeur d’eau 22 et alimenter en énergie thermique l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34. La première vapeur d’eau 22 est générée par exemple par la vaporisation d’eau (non représentée) dans un échangeur de chaleur situé à l’intérieur de l’unité réactionnelle FT 13 permettant d’éliminer les calories de la réaction Fischer-Tropsch, réaction exothermique. En sortie de l’unité réactionnelle FT 13, l’effluent hydrocarboné 17 est envoyé vers l’unité réactionnelle à l’hydrogène 20, et le deuxième effluent d’eau 16 est optionnellement envoyé vers l’unité d’électrolyse de l’eau 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent hydrocarboné 17 comprend : des n-paraffines, des oléfines et des composés oxygénés issus de la condensation des hydrocarbures gazeux dans les conditions opératoires de la réaction Fischer-Tropsch. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent hydrocarboné 17 comprend moins de 5% poids d’eau, préférablement moins de 2% poids d’eau, très préférablement moins de 1% poids d’eau. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le deuxième effluent d’eau 16 est produit par la synthèse Fischer-Tropsch et est issu de la condensation de l’eau gazeuse dans les conditions opératoires de la réaction Fischer-Tropsch. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent gazeux 33 comprend du gaz de synthèse non converti, du dioxyde de carbone et des hydrocarbures gazeux tels que des paraffines de C1 à C5 (majoritairement), des oléfines de C2 à C5, et des composés oxygénés de C1 à C5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent gazeux (33 ou 24) est traité au moins en partie par la première turbine 26 pour produire de l’électricité, le gaz 27 sortant de la première turbine 26 est envoyé dans l’unité réactionnelle de conversion des sous-produits en gaz de synthèse 28. Unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse Selon l'invention, dans l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28, les composés hydrocarbonés (i.e., paraffines et oléfines de 1 à 10 atomes de carbone par molécule, et composés oxygénés de 1 à 5 atomes de carbone par molécule) présents dans l’effluent gazeux 27 sont convertis, pour produire un deuxième gaz de synthèse 29 comprenant (essentiellement) du monoxyde de carbone et de l’hydrogène. Différents procédés catalytiques et non-catalytiques, connus de l’homme du métier, peuvent être utilisés pour convertir les sous-produits présents dans l’effluent gazeux 27 et produire un gaz de synthèse 29 : - le vaporeformage (« Steam methane reforming » ou « SMR » selon la terminologie anglo-saxonne) ; - l’oxydation partielle (« Partial oxidation » ou « POX » selon la terminologie anglo-saxonne), qui peut être catalytique ou thermique ; - le reformage autotherme (« Autothermal reforming » ou « ATR » selon la terminologie anglo-saxonne) ; - le reformage combiné (« Combined reforming » ou « CR » selon la terminologie anglo-saxonne) ; et - le reformage sec (« Dry reforming of methane » ou « DRM » selon la terminologie anglo-saxonne). Vaporeformage (SMR) Le vaporeformage (SMR) consiste à faire réagir une charge hydrocarbonée (gaz, naphta) sur un catalyseur en présence de vapeur d’eau en excès pour obtenir un gaz de synthèse riche en CO et H 2 . Cette réaction est endothermique et équilibrée et peut être résumée à 1 CH 4 et 1 H 2 O produisant 1 CO et 3 H 2 (dans le cas du méthane par exemple). Le vaporeformage est réalisé typiquement en faisant circuler la charge additionnée de vapeur d’eau dans des tubes remplis de catalyseur, généralement un catalyseur au nickel, par exemple comprenant de 5 à 30% poids de nickel déposé sur un support comprenant principalement de l’alumine, ou un mélange d’alumine et d’un ou plusieurs autres composés réfractaires. Les tubes sont typiquement chauffés par radiation dans des fours tubulaires. De la vapeur en excès est utilisée pour limiter les dépôts de carbone et augmenter la conversion. Ce procédé est bien adapté à des charges gazeuses, en particulier au gaz naturel, mais aussi à du naphta. La réaction de vaporeformage est favorisée par des températures élevées et est en général mise en œuvre dans un four. La chaleur nécessaire à la réaction est produite par la combustion avec de l’air d’un combustible (par exemple du gaz naturel ou la charge hydrocarbonée) dans le four de vaporeformage. Le gaz de synthèse obtenu par la réaction de vaporeformage contient principalement de l’hydrogène, du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone, ainsi que de la vapeur d’eau et de la charge hydrocarbonée non convertie. Le vaporeformage est typiquement réalisé à une température comprise entre 600°C et 900°C et à pression pouvant aller jusqu’à 2,5 MPa, mais peut aussi être réalisé à une température supérieure à 900°C. Le gaz de synthèse sortant du four de vaporeformage est ensuite refroidi et l’eau condensée est séparée du gaz de synthèse. Le refroidissement du gaz de synthèse sortant du four de vaporeformage peut se faire dans un échangeur qui produit de la vapeur. D’autres éléments techniques relatifs au procédé de vaporeformage peuvent être trouvés dans l’ouvrage de référence : « Conversion processes », P. Leprince, Editions Technip, 2001, Paris 15 ème , pages 455-495. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 comprend une unité de vaporeformage et une section de refroidissement du gaz de synthèse et de séparation d’eau condensée, l’unité de vaporeformage comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - pression absolue comprise entre 0,1 Mpa et 4 Mpa, et de préférence entre 1 Mpa et 3 Mpa ; - température comprise entre 600°C et 1500°C, de préférence entre 700°C et 900°C ; et - présence d’un catalyseur comprenant du nickel. Oxydation partielle (POX) L’oxydation partielle (POX), parfois appelée gazéification par oxydation partielle, est une combustion avec des quantités d’oxygène inférieures aux quantité stœchiométriques pour former du dioxyde de carbone et de la vapeur. L’oxydation partielle est légèrement exothermique et peut être utilisé comme alternative au vaporeformage de méthane pour produire du gaz de synthèse. L’oxydation partielle peut traiter des charges hydrocarbures légères, lourdes, des asphaltes, du coke de pétrole mais aussi du charbon et de la biomasse (e.g. bois, déchets verts etc…). L’oxydation partielle est préférablement conduite à haute température (e.g. entre 1100°C et 1500°C), haute pression (e.g. entre 1 MPa et 9 MPa ou plus), en présence d’oxygène quasiment pur (pureté supérieure à 98% en volume). La réaction d’oxydation partielle proprement dite correspond à la réaction entre 1 CH 4 et 0,5 O 2 pour produire 1 CO et 2 H 2 (dans le cas du méthane par exemple). L’oxydation partielle une réaction qui porte le mélange gazeux à une température comprise entre 1100°C et 1500°C, moyennant un préchauffage au préalable de la charge et de l’oxygène par exemple à 250°C. Une température élevée permet de convertir quasiment toute la charge et évite la formation de suies. La quantité d’oxygène typiquement utilisée correspond à 35% de l’oxygène stœchiométrique nécessaire pour une oxydation complète jusqu’au CO 2 et l’eau. Pour contrôler la température adiabatique de flamme, qui peut monter à 1900°C avec l’air et à 2800°C avec de l’O 2 à 95 %, un gaz inerte peut être utilisé, comme par exemple de la vapeur d’eau, du dioxyde de carbone. L’ajout de vapeur d’eau va augmenter le ratio molaire H 2 sur CO dans le gaz de synthèse produit, alors que l’ajout de dioxyde de carbone va réduire le ratio molaire H 2 sur CO dans le gaz de synthèse produit. Le gaz de synthèse sortant du réacteur d’oxydation partielle est ensuite refroidi et l’eau condensée est séparée du gaz de synthèse. Le refroidissement du gaz de synthèse sortant du réacteur d’oxydation partielle peut se faire dans un échangeur qui produit de la vapeur. Le procédé industriel d’oxydation partielle est bien connu de l’homme du métier, procédé commercialisé par Shell, Texaco, BASF-Lurgi, Air Liquide…. Voir par exemple les chapitres Hydrogen, 2. Production (p. 249 vol. 18) et Carbon Monoxide (p. 679 vol. 6) de l’encyclopédie Ullmann’s Encyclopedia of Industrial Chemistry. D'autres éléments techniques relatifs au procédé d’oxydation partielle peuvent être trouvés dans l'ouvrage de référence : "Conversion processes", P. Leprince, Editions Technip, 2001, Paris 15 ème , pages 455-495. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 comprend une unité d’oxydation partielle opérée de préférence à la stœchiométrie en oxygène de façon à obtenir l’oxydation du mélange d’hydrocarbures et de façon à avoir une concentration maximale en monoxyde de carbone dans le deuxième gaz de synthèse 29. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 comprend une unité d’oxydation partielle opérée avec un débit d’oxygène ajusté pour avoir la température souhaitée dans la chambre d’oxydation partielle et pour minimiser la teneur en hydrocarbures légers dans le deuxième gaz de synthèse 29. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 comprend une unité d’oxydation partielle non catalytique suivie d’une section de refroidissement du gaz de synthèse et de séparation de l’eau condensée, l’unité d’oxydation partielle comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 9 MPa, et de préférence entre 1 MPa et 4 MPa ; - température comprise entre 600°C et 2000°C, de préférence entre 800°C et 1700°C, de préférence entre 1100°C et 1500°C ; et - présence d’oxygène utilisé pour la combustion, avec un taux d’oxygénation compris entre 0,2 et 0,6, préférablement entre 0,25 et 0,5, afin de favoriser la formation de monoxyde de carbone. Le taux d’oxygénation est défini comme le ratio du débit d’oxygène consommé par rapport au débit d’oxygène théorique pour une oxydation complète de tous les hydrocarbures en CO 2 et eau. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 comprend une unité d’oxydation partielle catalytique suivie d’une section de refroidissement du gaz de synthèse et de séparation de l’eau condensée, l’unité d’oxydation partielle comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 9 MPa, et de préférence entre 0,1 MPa et 4 MPa ; - température comprise entre 600°C et 2000°C, de préférence entre 800°C et 1700°C, de préférence entre 900°C et 1500°C ; et - présence d’oxygène utilisé pour la combustion, avec un taux d’oxygénation compris entre 0,2 et 0,6, préférablement entre 0,25 et 0,5, afin de favoriser la formation de monoxyde de carbone. Le taux d’oxygénation est défini comme le ratio du débit molaire d’oxygène injecté par rapport au débit d’oxygène théorique pour une oxydation complète de tous les hydrocarbures ; - présence d’un catalyseur contenant du nickel. Reformage autotherme (ATR) Le reformage autotherme (ATR), également appelé oxydation partielle catalytique, consiste en une oxydation partielle immédiatement suivie par un vaporeformage catalytique en régime adiabatique à haute température, par exemple dans la plage de température de sortie 900°C -1000°C. Le reformage autotherme peut contrôler étroitement la composition finale du gaz de synthèse en combinant une oxydation partielle non catalytique avec un vaporeformage catalytique dans un seul réacteur. Il consomme moins d'oxygène que l’oxydation partielle, mais nécessite un lit catalytique. Comme pour le vaporeformage, le reformage autotherme ne peut traiter que des charges légères (gaz, naphta). La réaction de reformage autotherme correspond à la réaction entre 1 CH 4 , 0,25 O 2 et 0,5 H 2 O pour produire 1 CO et 2,5 H 2 (dans le cas du méthane par exemple). Dans le procédé de reformage autotherme, la charge hydrocarbonée est mélangée avec de la vapeur puis éventuellement chauffée dans un four avant d’être introduite dans un réacteur autotherme. De l’oxygène est également introduit dans le réacteur autotherme. La chaleur nécessaire à la réaction est fournie par la combustion partielle de la charge avec l’oxygène. La charge arrive dans le réacteur à une pression typiquement comprise entre 3 MPa et 10 MPa. Le réacteur de reformage autotherme comprend deux zones successives : une première zone correspondant à une chambre de combustion et une deuxième zone avec un lit catalytique. Dans la chambre de combustion, l’oxydation partielle de la charge hydrocarbonée a lieu avec des brûleurs à oxygène. Dans la deuxième zone, le gaz de synthèse produit dans la chambre de combustion traverse un lit catalytique dans lequel la réaction de vaporeformage a lieu. Le gaz de synthèse sortant du réacteur de reformage autotherme est ensuite refroidi et l’eau condensée est séparée du gaz de synthèse. Le refroidissement du gaz de synthèse sortant du réacteur de reformage autotherme peut se faire dans un échangeur qui produit de la vapeur. D'autres éléments techniques relatifs aux procédés de reformage autotherme peuvent être trouvés dans l'ouvrage de référence : "Conversion processes" (procédés de conversion), P. Leprince, Editions Technip, 2001, Paris 15 ème , pages 455-495. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 comprend une unité de reformage autotherme suivi d’une section de refroidissement du gaz de synthèse et de séparation de l’eau condensée, l’ unité de reformage autotherme comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 10 MPa, et de préférence entre 1 MPa et 4 MPa ; - température comprise entre 800°C et 1100°C, de préférence entre 900°C et 1000°C ; et - présence d’un catalyseur au nickel. Reformage combiné (CR) Le reformage combiné (CR), ou reformage en deux étapes, comprend un premier reformeur à la vapeur tubulaire (four de vaporeformage) combiné en série avec un second reformeur (réacteur de reformage) autotherme dans lequel de l’oxygène est ajouté. Une fraction de la charge peut être envoyée directement au second reformeur autotherme. Comme pour le reformage à la vapeur, la charge est mélangée à de la vapeur puis préchauffée à environ 500°C avant d’entrer dans le four de vaporeformage. Le gaz de synthèse sortant du four de reformage, riche en charge non convertie, est mélangé à de l’oxygène et envoyé dans le réacteur de reformage autotherme. Le gaz de synthèse sortant du réacteur de reformage autotherme a une température comprise entre 900°C et 1000°C. Le gaz de synthèse sortant du réacteur de reformage autotherme est ensuite refroidi et l’eau condensée est séparée du gaz de synthèse. Le refroidissement du gaz de synthèse sortant du réacteur de reformage autotherme peut se faire dans un échangeur qui produit de la vapeur. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 comprend une unité de reformage combiné suivi d’une section refroidissement du gaz de synthèse et de séparation de l’eau condensée, l’unité de reformage combiné comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 10 MPa, et de préférence entre 1 MPa et 4 MPa ; - température comprise entre 800°C et 1100°C, de préférence entre 900°C et 1000°C ; et - présence d’un catalyseur au nickel. Reformage sec (DRM) Le reformage sec, appelé aussi reformage au dioxyde de carbone, correspond à la réaction entre 1 CH 4 et 1 CO 2 pour produire 2 CO et 2 H 2 (dans le cas du méthane par exemple). Le nom reformage au dioxyde de carbone provient du fait que le dioxyde de carbone remplace la vapeur du vaporeformage conventionnel. Le reformage sec est particulièrement intéressant si on recherche un gaz de synthèse avec un ratio molaire H 2 sur CO faible, d’environ 1. Le reformage sec opère à une température généralement comprise entre 900°C et 1000°C et à une pression opératoire comprise entre 0,1 MPa et 2 MPa. Les catalyseurs utilisés sont des catalyseurs à base de métal noble, nickel ou alliage de nickel. Le gaz de synthèse sortant du réacteur de reformage sec est ensuite refroidi et l’eau condensée est séparée du gaz de synthèse. Le refroidissement du gaz de synthèse sortant du réacteur de reformage sec peut se faire dans un échangeur qui produit de la vapeur. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 comprend une unité de reformage sec suivi d’une section de refroidissement du gaz de synthèse et de séparation de l’eau condensée, l’unité de reformage sec comprenant au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 10 MPa, et de préférence entre 0,1 MPa et 4 MPa ; - température comprise entre 800°C et 1100°C, de préférence entre 900°C et 1000°C ; et - présence d’un catalyseur au nickel. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une coupe hydrocarbonée dite « légère » (non représentée) issue de l’unité réactionnelle à l’hydrogène 20 est envoyée au moins en partie dans l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la coupe hydrocarbonée comprend des hydrocarbures gazeux tels que des paraffines de C1 à C4 (majoritairement). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le deuxième gaz de synthèse 29 produit dans l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28, présente une pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 9 MPa, de préférence entre 0,1 MPa et 4 MPa. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 apporte des calories nécessaires vers l’unité réactionnelle de RWGS 8 et/ou l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34 via un ou des échanges thermiques. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse (28) est adaptée pour produire une troisième vapeur d’eau par échange thermique (indirect) entre de l’eau (non représentée) et un effluent sortant d’un réacteur de conversion de sous-produits en gaz de synthèse, pour alimenter optionnellement en énergie thermique l’unité de captage de dioxyde de carbone (2) et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone (34). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 produit de l’eau, qui est optionnellement envoyé vers l’unité d’électrolyse de l’eau 5. Avantageusement, l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 permet de convertir en CO, sensiblement tous les sous-produits hydrocarbonés du procédé, et donc de les valoriser sous forme des produits désirés. Ainsi le rendement en produits désirés du procédé selon l’invention est amélioré. Le deuxième gaz de synthèse 29 en sortie de l’unité réactionnelle de conversion des sous-produits en gaz de synthèse 28 est recyclé à l’entrée de l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34. Le deuxième gaz de synthèse 29 peut être comprimé puis éventuellement refroidi avant d’être envoyé dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34. Unité réactionnelle à l’hydrogène (unité d’hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation) L’effluent hydrocarboné 17 est envoyé dans l’unité réactionnelle à l’hydrogène 20 pour subir une réaction d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation, dans laquelle une ou plusieurs coupes hydrocarbonées 21 peuvent être valorisées, en particulier des carburants de synthèse, à savoir de l’essence, du kérosène, du gazole, et/ou d’autres produits hydrocarbonés, tels du naphta, ou des bases lubrifiantes de très haute qualité (essentiellement dépourvue de soufre, d’aromatiques, d’azote). Une option possible est la production de coupes paraffiniques, produits de base pour des procédés de pétrochimie, par exemple la production d’une coupe C10-C13 destinée à la production d’alkyl benzène linéaire (ou « LAB » pour « Linear Alkyl Benzene » selon la terminologie anglo-saxonne), ou encore de cires pour diverses applications industrielles. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle à l’hydrogène 20 produit en outre des sous-produits 41, comprenant par exemple de l’eau et/ou des composés incondensables, tels que des gaz légers comprenant des composés hydrocarbonés comprenant de 1 à 4 atomes de carbone. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’unité réactionnelle à l’hydrogène 20 comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 250°C et 450°C, plus préférentiellement entre 280°C et 450°C, et encore plus préférentiellement entre 320°C et 420°C ; - pression comprise entre 0,2 MPa et 15 MPa, de préférence entre 0,5 MPa et 12 MPa, plus préférablement entre 1 MPa et 10 MPa ; - vitesse spatiale définie comme étant le rapport du débit volumique de la charge à température et pression ambiantes au volume du catalyseur, comprise entre 0,1 h -1 et 10 h -1 , de préférence entre 0,2 h -1 et 7 h -1 , plus préférentiellement entre 0,5 h -1 et 5 h -1 ; - débit d'hydrogène compris entre 100 et 2000 litres normaux d'hydrogène par litre de charge par heure et de préférence entre 150 et 1500 litres normaux d'hydrogène par litre de charge et plus préférentiellement entre 300 et 1500 litres normaux d'hydrogène par litre de charge. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation comprend au moins un métal hydrogénant-déshydrogénant choisi dans le groupe comprenant les métaux du groupe VIB et du groupe VIIIB du tableau périodique et au moins un solide qui est un acide Bronsted, c'est-à-dire un solide pouvant libérer un ou plusieurs protons, et éventuellement un liant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation comprend au moins un métal noble du groupe VIIIB choisi parmi le ruthénium, le rhodium, le palladium, l'osmium, l'iridium et le platine, pris seuls ou en mélange, et de préférence parmi le platine et le palladium pris seuls ou en mélange, et de préférence utilisés sous leur forme réduite. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation comprend : au moins un métal choisi parmi le nickel, le molybdène, le tungstène, le cobalt, le ruthénium, l’indium, le palladium, le platine ; au moins un support choisi parmi les alumines, les oxydes de bore, les magnésies, les zircones, les oxydes de titane, les argiles. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le support est une alumine, silice-alumine, alumine-silicé, silice. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation comprend au moins un métal de base du groupe VIIIB choisi parmi le nickel et le cobalt en combinaison avec au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le molybdène et le tungstène, utilisé seul ou en mélange, et de préférence utilisé sous leur forme sulfurée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, dans le cas où ledit catalyseur d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation comprend au moins un métal noble du groupe VIIIB, la teneur en métal noble dudit catalyseur est comprise entre 0,01% et 5% en poids par rapport au catalyseur fini, de préférence entre 0,05% et 4% en poids et très préférentiellement entre 0,10% et 2% en poids. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, dans le cas où ledit catalyseur d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation comprend au moins un métal du groupe VIB en combinaison avec au moins un métal non noble du groupe VIII choisi parmi le nickel et le cobalt, la teneur en métal du groupe VIB dudit catalyseur est comprise en équivalent oxyde entre 5% et 40% en poids par rapport au catalyseur fini, de préférence entre 10% et 35% en poids, et la teneur en métal du groupe VIIIB dans ledit catalyseur est comprise en équivalent oxyde entre 0,5% et 15% en poids par rapport au catalyseur fini, de préférence entre 1% et 10% en poids, de préférence entre 1% et 8% en poids, et très préférentiellement entre 1,5% et 6% en poids. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation comprend ou consiste en au moins un métal noble et un support comprenant ou consistant en au moins une zéolite et au moins un liant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur d'hydrotraitement et/ou d’hydrocraquage et/ou d'hydroisomérisation à base de zéolithe est avantageusement de type bifonctionnel, c'est-à-dire qu'il possède une fonction hydro-déshydrogénante et une fonction hydro-isomérisante. Turbine (optionnelle) En référence à la FIG. 1 , selon un ou plusieurs modes de réalisation, la présente invention permet de récupérer de l’énergie sous forme d’électricité au moyen d’au moins une turbine 26. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la première turbine 26 est adaptée pour traiter au moins une partie 24 de l’effluent gazeux 33 pour produire de l’électricité. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, une deuxième turbine (non représentée) est adaptée pour traiter au moins en partie la première vapeur d’eau 22 et/ou la deuxième vapeur d’eau 23 et/ou la troisième vapeur d’eau pour produire de l’électricité (non représenté). Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’électricité est utilisée pour apporter des calories à l’unité réactionnelle de RWGS 8 et/ou à l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et/ou à l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34 et/ou à l’unité d’électrolyse de l’eau 5. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’électricité 25 est utilisée pour apporter des calories à l’unité réactionnelle de RWGS 8. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’électricité 25 peut être utilisée pour alimenter un four électrique permettant de préchauffer la charge de l’unité réactionnelle de RWGS 8. Unités de purification des effluents (optionnelle) Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent riche en dioxyde de carbone 3 et/ou l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone 35 sont purifiés, séparément ou après mélange, avant d’être introduits dans l’unité réactionnelle de RWGS 8. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 est purifié avant d'être introduit dans l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch 13. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le premier effluent d’eau 11, et/ou le deuxième effluent d’eau 16 est purifié avant d'être introduit dans l’unité d’électrolyse de l’eau 5. Les étapes de purification des effluents visent à éliminer au moins partiellement des composés organiques, des espèces ioniques, des composés soufrés, des composés azotés, des composés halogénés, des métaux tels que des métaux lourds (e.g. masse volumique supérieure à 5 g/cm 3 ) et des métaux de transition. Les principales technologies de purification des gaz sont : adsorption, absorption, réactions catalytiques. Les principales technologies de purification des effluents aqueux sont connues de l’homme du métier (e.g. distillation, filtrations, osmose inverse, échange d’ions, précipitation). Dans la présente description, 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 Les différents exemples concernent des enchainements, conformes ou non-conformes à l’invention, dont l’objectif est de produire une coupe hydrocarbonée à partir de fumées contenant 21% poids de dioxyde de carbone. Le débit de fumées 1 à traiter (85000 kg/h) et l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 sont identiques pour l’ensemble des exemples. Le débit d’effluent riche en dioxyde de carbone 3 est donc 16025 kg/h pour l’ensemble des exemples. Exemple 1 non conforme à l’invention L’exemple 1 n’est pas conforme à l’invention selon la FIG. 1 . L’exemple 1 est un procédé comprenant les mêmes unités que l’invention mais dans un ordre différent. L’unité de séparation de dioxyde de carbone est située en aval de l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch 13. L’exemple 1 illustre le fonctionnement de l’unité de RWGS 8, suivi du mélange du premier gaz de synthèse 12 avec le deuxième gaz de synthèse 29 issu de l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28. Le mélange, dont la quantité d’H 2 est ajustée avec l’alimentation optionnelle en hydrogène 36, est envoyé vers l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch 13. Une partie de l’effluent gazeux de l’unité FT 24 est envoyé ensuite à une unité de séparation du dioxyde de carbone. L’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone est envoyé à l’entrée de la section de RWGS 8 et l’effluent gazeux pauvre en dioxyde de carbone est envoyé à l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28. La consommation électrique de l’unité d’électrolyse de l’eau 5 est de 137,8 MWe. Les besoins en vapeur du rebouilleur de l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et de l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34 sont totalement couverts par la première vapeur d’eau 22 générée par l’unité réactionnelle FT 13 et la deuxième vapeur d’eau 23. L’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 est une unité d’oxydation partielle POX. Le débit d’oxygène pour l’unité réactionnelle d’oxydation partielle 28 correspond à l’oxygène nécessaire pour atteindre une température de 1350°C dans le réacteur d’oxydation partielle. La table 1 résume les débits en entrée et sortie du procédé global de l’exemple 1 non conforme à l’invention. Flux en entrée Débit en kg/h CO 2 (3) 16025 H 2 (7) 2756 O 2 pour 28 3847 Flux en sortie Débit en kg/h 1 er effluent d’eau (11) 7391 2 ème effluent d’eau (16) 9112 Eau produite par 28 990 Effluent gazeux (40) 60 Coupe hydrocarbonée (21) 4996 Sous-produits (41) 79 La production de produits d’intérêt c’est-à-dire la coupe hydrocarbonée 21 est de 4996 kg/h soit un rendement massique de 22,1% poids par rapport à la somme des charges (3 + 7 + O 2 ). Exemple 2 conforme à l’invention L’exemple 2 est conforme à l’invention selon la FIG. 1 . Cet exemple illustre le fonctionnement de l’unité de RWGS 8, suivi du mélange du premier gaz de synthèse 12 avec le deuxième gaz de synthèse 29 issu de l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28. Le mélange est traité dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34 et l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone 18 est envoyé vers l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch 13. Une partie de l’effluent gazeux de l’unité FT 24 est envoyé ensuite à l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28. La consommation électrique de l’unité d’électrolyse de l’eau 5 est de 130,8 MWe dans le procédé selon l’invention soit 5% de moins que dans l’exemple 1. Il faut savoir que la consommation électrique pour l’électrolyse de l’eau 5 est le paramètre qui a le poids le plus important pour produire la coupe hydrocarbonée 21. Les besoins en vapeur du rebouilleur de l’unité de captage de dioxyde de carbone 2 et de l’unité de séparation du dioxyde de carbone 34 sont totalement couverts par la première vapeur d’eau 22 générée par l’unité réactionnelle FT 13 et la deuxième vapeur d’eau 23. L’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse 28 est une unité d’oxydation partielle POX. Le débit d’oxygène pour l’unité réactionnelle d’oxydation partielle 28 correspond à l’oxygène nécessaire pour atteindre une température de 1350°C dans le réacteur d’oxydation partielle. La table 2 résume les débits en entrée et sortie du procédé global de l’exemple 2 conforme à l’invention. Flux en entrée Débit en kg/h CO 2 (3) 16025 H 2 (7) 2615 O 2 pour 28 2607 Flux en sortie Débit en kg/h 1 er effluent d’eau (11) 7017 2 ème effluent d’eau (16) 8564 Eau produite par 28 530 Effluent gazeux (40) 60 Coupe hydrocarbonée (21) 4996 Sous-produits (41) 80 La production de produits d’intérêt c’est-à-dire la coupe hydrocarbonée 21 est de 4996 kg/h soit un rendement massique de 23,5% poids par rapport à la somme des débits de charges (3 + 7 + O 2 ). Le rendement en produit d’intérêt est donc amélioré dans le procédé selon l’invention. Dispositif de captage et de conversion d’une charge contenant du dioxyde de carbone, comprenant les unités suivantes : - une unité de captage de dioxyde de carbone (2) de la charge (1) adaptée pour produire un effluent riche en dioxyde de carbone (3) ; - une unité d’électrolyse de l’eau (5) adaptée pour convertir de l’eau (4) pour produire de l’oxygène (6) et de l’hydrogène (7) ; - une unité réactionnelle de conversion du gaz à l'eau inversée RWGS (8) adaptée pour traiter l’effluent riche en dioxyde de carbone (3) avec l’hydrogène (7) et produire un premier gaz de synthèse (12) et un premier effluent d’eau (11) optionnellement recyclé au moins en partie à l’entrée de l’unité d’électrolyse de l’eau (5) ; - une unité de séparation du dioxyde de carbone (34) adaptée pour traiter le premier gaz de synthèse (12), pour produire un effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone (18) et un effluent gazeux riche en dioxyde de carbone (35), et recycler l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone (35) à l’entrée de la section de RWGS (8) ; - une unité réactionnelle de Fischer-Tropsch (13) adaptée pour convertir l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone (18), produire un effluent hydrocarboné (17), un deuxième effluent d’eau (16) optionnellement recyclé au moins en partie à l’entrée de l’unité d’électrolyse de l’eau (5), et un effluent gazeux (33) ; - une unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse (28) adaptée pour convertir au moins une partie (24) de l’effluent gazeux (33), produire un deuxième gaz de synthèse (29) riche en monoxyde de carbone et hydrogène, et recycler le deuxième gaz de synthèse (29) dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone (34) ; et - une unité réactionnelle à l’hydrogène (20) adaptée pour traiter l’effluent hydrocarboné (17) et produire au moins une coupe hydrocarbonée (21). Dispositif selon la revendication 1, dans lequel l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse (28) est adaptée pour produire de la chaleur utilisée pour apporter des calories à l’unité réactionnelle de RWGS (8) et/ou l’unité de captage de dioxyde de carbone (2). Dispositif selon la revendication 1 ou la revendication 2, comprenant une alimentation en hydrogène (36) adaptée pour apporter de l’hydrogène dans l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone (18). Dispositif selon l’une quelconque des revendications précédentes, comprenant une première turbine (26) pour traiter au moins une partie (24) de l’effluent gazeux (33) pour produire de l’électricité. Dispositif selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel : - l’unité de RWGS (8) est adaptée pour produire une deuxième vapeur d’eau (23) par échange thermique entre de l’eau et un effluent sortant d’un réacteur RWGS, pour alimenter optionnellement en énergie thermique l’unité de captage de dioxyde de carbone (2) et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone (34) ; et/ou - l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse (28) est adaptée pour produire une troisième vapeur d’eau par échange thermique entre de l’eau et un effluent sortant d’un réacteur de conversion de sous-produits en gaz de synthèse, pour alimenter optionnellement en énergie thermique l’unité de captage de dioxyde de carbone (2) et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone (34). Dispositif selon la revendication 5, comprenant une deuxième turbine adaptée pour traiter au moins en partie la première vapeur d’eau (22) et/ou la deuxième vapeur d’eau (23) et/ou la troisième vapeur d’eau. Dispositif selon la revendication 6, dans lequel l’électricité est utilisée pour apporter des calories à l’unité réactionnelle de RWGS (8) et/ou l’unité de captage de dioxyde de carbone (2) et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone (34) et/ou l’unité d’électrolyse de l’eau (5). Dispositif selon la revendication 7, dans lequel l’électricité est utilisée pour apporter des calories à la section de régénération de l’unité de captage de dioxyde de carbone (2) et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone (34). Dispositif selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’unité d’électrolyse de l’eau (5) traite de l’eau provenant d’une ligne d’appoint et/ou de l’unité réactionnelle de RWGS (8) et/ou de l’unité réactionnelle de Fischer-Tropsch (13) et/ou de l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse (28). Dispositif selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’effluent riche en dioxyde de carbone (3) et/ou l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone (35) sont purifiés, séparément ou après mélange, avant d’être introduits dans l’unité réactionnelle de RWGS (8). Procédé de captage et de conversion du dioxyde de carbone, comprenant les étapes suivantes : - traiter une charge dans une unité de captage de dioxyde de carbone (2) pour produire un effluent riche en dioxyde de carbone (3) ; - convertir de l’eau (4) dans une unité d’électrolyse de l’eau (5) pour produire de l’oxygène (6) et de l’hydrogène (7) ; - traiter l’effluent riche en dioxyde de carbone (3) avec l’hydrogène (7) dans une unité réactionnelle de conversion du gaz à l'eau inversée RWGS (8) pour produire un premier gaz de synthèse (12) et un premier effluent d’eau (11) optionnellement recyclé au moins en partie à l’entrée de l’unité d’électrolyse de l’eau (5) ; - traiter le premier gaz de synthèse (12) dans une unité de séparation du dioxyde de carbone (34) pour produire un effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone (18) et un effluent gazeux riche en dioxyde de carbone (35) ; - recycler l’effluent gazeux riche en dioxyde de carbone (35) à l’entrée de la section de RWGS (8) ; - convertir l’effluent gazeux appauvri en dioxyde de carbone (18) dans une unité réactionnelle de Fischer-Tropsch (13) pour produire un effluent hydrocarboné (17), un deuxième effluent d’eau (16) optionnellement recyclé au moins en partie à l’entrée de l’unité d’électrolyse de l’eau (5), et un effluent gazeux (33) ; - convertir au moins une partie (24) de l’effluent gazeux (33) dans une unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse (28) pour produire un deuxième gaz de synthèse (29) riche en monoxyde de carbone et hydrogène ; - recycler le deuxième gaz de synthèse (29) dans l’unité de séparation du dioxyde de carbone (34) ; et - traiter l’effluent hydrocarboné (17) dans une unité réactionnelle à l’hydrogène (20) pour produire au moins une coupe hydrocarbonée (21). Procédé selon la revendication 11, dans lequel l’unité réactionnelle de RWGS (8) comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 700°C et 1200°C, préférentiellement comprise entre 800°C et 1100°C, et plus préférentiellement encore comprise entre 850°C et 1050°C ; - pression comprise entre 0,1 MPa et 10 MPa, préférentiellement comprise entre 0,1 MPa et 5 MPa, et plus préférentiellement comprise entre 0,1 MPa et 3,5 MPa ; - vitesse spatiale du gaz à l'entrée du réacteur comprise entre 2000 NL/kg cata /h et 40000 NL/kg cata /h ; - catalyseurs comprenant un métal ou une combinaison de métaux choisis parmi le groupe consistant en les éléments Ni, Cu, Fe, Co, Pt, Pd, Ru, Ag et Au. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur pour la réaction de RWGS comprend un support, par exemple à base d’alumine, de silice, de silice-alumine, d’alumine-silicé. Procédé selon la revendication 11 ou la revendication 12, dans lequel l’unité réactionnelle Fischer-Tropsch (13) comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - température comprise entre 170°C et 280°C, de préférence entre 190°C et 260°C et préférentiellement entre 210°C et 240°C ; - pression absolue comprise entre 1,0 MPa et 6,0 MPa, de préférence entre 1,5 MPa et 3,5 MPa et préférentiellement entre 2,0 MPa et 3,0 MPa ; - catalyseur comprenant du cobalt ou du fer, de manière préférée du cobalt, le catalyseur comprenant optionnellement un support, par exemple à base d’alumine, de silice, de silice-alumine, d’alumine-silicé ou de titane. Procédé selon l’une quelconque des revendications 11 à 13, dans lequel l’unité réactionnelle de conversion de sous-produits en gaz de synthèse (28) comprend au moins un réacteur utilisé dans au moins une des conditions opératoires suivantes : - pression absolue comprise entre 0,1 MPa et 9MPa ; - température comprise entre 600°C et 2000°C. Procédé selon l’une quelconque des revendications 11 à 14, dans lequel l’unité de captage de dioxyde de carbone (2) et/ou l’unité de séparation du dioxyde de carbone (34) met en œuvre une séparation par solvant chimique et/ou solvant physique et/ou membrane et/ou adsorption sur un solide.