TITRE : Procédé de fabrication d’un carburéacteur comprenant une étape de conversion d’un flux d’alcool dans un lit fluidisé, carburéacteur et installation associés DOMAINE TECHNIQUE La présente invention concerne un procédé de fabrication d’un carburéacteur, comportant les étapes suivantes : (a) conversion d’un flux d’alcool en C1 à C6 pour produire un mélange contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau ; (b) séparation d’eau du mélange pour former un mélange appauvri en eau ; (c) oligomérisation d’oléfines provenant du mélange appauvri en eau ; (d) alkylation d’aromatiques provenant du mélange appauvri en eau ; (e) formation d’un courant d’hydrocarbures à hydrogéner à partir d’au moins une partie des oléfines oligomérisées à l’étape (c) et d’au moins une partie des aromatiques alkylés à l’étape (d) ; (f) hydrogénation du courant d’hydrocarbures à hydrogéner pour former un courant (30) d’hydrocarbures hydrogénés ; (g) récupération d’au moins une fraction carburéacteur à partir du courant d’hydrocarbures hydrogénés. La présente invention concerne le domaine de la préparation et de l'utilisation des carburants liquides, en particulier ceux de type carburéacteur ou carburants aviations renouvelables. Du fait de la raréfaction des ressources fossiles et de préoccupations environnementales de plus en plus importantes, notamment dans le but de diminuer l’émission de gaz à effets de serre, l'utilisation de molécules alternatives, ayant une empreinte carbone moindre, est de plus en plus recherchée pour remplacer les molécules d'origine fossile. Les carburants renouvelables dérivés de la matière biologique ou issus de dioxyde de carbone transformé en présence d’hydrogène décarbonisé ou électrolytique (désignés par le terme anglais « E-fuels ») sont une alternative aux combustibles fossiles conventionnels. Les carburéacteurs conventionnels peuvent être mélangés à des bases issues de charges renouvelables telles que prévues par la norme D7566-21 permettant ainsi la production de carburants d’aviation alternatifs. Les bases pour carburant d’aviation issues de charges renouvelables pouvant être incorporées à du carburéacteur fossile sont par exemple : - les kérosènes paraffiniques synthétiques [SPK], issus de procédés tels que le procédé Fischer-Tropsch ; - les kérosènes paraffiniques synthétiques produits par la voie « Alcohol-to-Jet » (transformation d’alcool en kérosène isoparaffinique) [ATJ-SPK] ; - les isoparaffines synthétiques produites par hydrotraitement des intermédiaires iso-oléfiniques, produites à partir de sucres fermentés [SIP-HFS] ; - les kérosènes aromatiques synthétiques obtenus par alkylation d’aromatiques légers de source non-pétrolière [SPK/A] ; - les kérosènes de synthèse obtenus à partir de la conversion hydrothermique d’esters d’acide gras et d’acide gras ; - les kérosènes paraffiniques [SPK] obtenus à partir d’hydrocarbures, d’esters et d’acides gras hydrotraités. Actuellement, ces bases de carburant d’aviation renouvelables ne peuvent pour la plupart être utilisées seules, en raison de leur composition très éloignée des carburéacteurs fossiles. Cette différence de composition pose notamment des problèmes de compatibilité avec les matériaux des éléments avec lesquels le carburant est en contact. Sur ce point, l’absence de composés aromatiques dans la majorité des bases de carburant d’aviation renouvelables disponibles peut engendrer des problèmes de compatibilité avec les matériaux, et en particulier avec certains joints. ETAT DE LA TECHNIQUE EP2123736 décrit un procédé de production d'un carburant diesel en utilisant une charge d'alimentation sous forme d'alcools en C1 à C5, qui peut être totalement ou partiellement d'origine biogène, dans lequel, à partir d'un mélange d'hydrocarbures oléfiniques obtenu au moins partiellement par déshydratation d'alcools en C1 à C5, avec une proportion d'oléfines impaires et d'iso-oléfines, on oligomérise ou on soumet à une hydrogénation un hydrocarbure synthétique. Après une hydrogénation et une rectification ultérieures, un carburant d'aviation est formé avec un point de congélation de -47 °C ou moins. US20210078921 décrit la conversion du méthanol en essence qui peut être effectuée en utilisant un traitement d'essence lourde, suivi d'une opération de séparation. US4543435 décrit un procédé de conversion d'une charge d'alimentation oxygénée comprenant du méthanol, de l'éther diméthylique ou analogue en hydrocarbures liquides, comprenant une mise en contact de la charge avec un catalyseur zéolite dans un étage catalytique primaire à température élevée et à pression modérée pour convertir la charge en hydrocarbures comprenant des oléfines en C2-C4 et des hydrocarbures en C5+. EP1844125 concerne un procédé permettant de produire des combustibles synthétiques, selon lequel dans une première étape, un mélange gazeux comprenant du méthanol et/ou du diméthyléther et/ou une autre molécule oxygénée, ainsi que de la vapeur d'eau est transformé en oléfines ayant de préférence entre 2 et 8 atomes de carbone, à des températures comprises entre 300 et 500 °C et dans une seconde étape, le mélange d'oléfines obtenu est oligomérisé à pression plus élevée, en oléfines supérieures comportant essentiellement plus de 5, de préférence entre 10 et 20 atomes de carbone. Selon ce procédé, a) la production d'oléfines de la première étape s'effectue en présence d'un flux gazeux composé essentiellement d'hydrocarbures saturés, séparés du flux de produit de la seconde étape et sont renvoyés à la première étape et b) la production d'oléfines de la seconde étape s'effectue en présence d'un flux de vapeur d'eau, qui est séparé du flux de produit de la première étape du procédé et est renvoyé à la première étape du procédé. EP2147082 décrit un procédé de production de carburants synthétiques à partir d'un mélange, contenant de l'hydrogène et des composés oxygénés tels que du méthanol et/ou de l'éther diméthylique, au cours d'une première étape, on fait réagir le mélange sur un catalyseur, pour obtenir un produit hydrocarboné contenant des oléfines comportant, de préférence, 2 à 8 atomes de carbone, et, au cours d'une deuxième étape, on réalise l'oligomérisation du produit hydrocarboné ainsi obtenu, en oléfines à chaînes longues, à partir desquelles il est possible d'obtenir des produits qui sont de l'essence et du gazole. WO2011061198 décrit un procédé de production d'hydrocarbures sous forme d'essence, par conversion de gaz de synthèse, pour obtenir un composé contenant de l’oxygène, tel que du méthanol et/ou du diméthyléther, dans un premier convertisseur, et par conversion supplémentaire en hydrocarbures dans un second convertisseur. EP2940103 décrit un procédé de préparation de biocarburants utilisant de l'éthanol par conversion d'éthanol en mélange avec des hydrocarbures, dans un procédé catalytique sur un lit d'aluminosilicate de type zéolite, de préférence en présence d'une forme hydrogène du catalyseur zéolitique. EP2720990 décrit un procédé de conversion d'un alcool en un hydrocarbure, le procédé comprenant la mise en contact dudit alcool, en tant que composant d'une solution aqueuse à une concentration de pas plus de 20 %, avec un catalyseur de zéolite chargé en métal à une température d'au moins 100 °C et jusqu'à 550 °C, dans lequel ledit alcool peut être produit par un processus de fermentation et est choisi parmi l'éthanol, le butanol, l'isobutanol, ou une combinaison de ceux-ci, ledit métal inclut le vanadium, et ledit catalyseur de zéolite chargé en métal est actif catalytiquement pour convertir ledit alcool en ledit hydrocarbure. EP3795658 décrit des procédés qui réduisent la consommation en énergie et en eau dans des procédés de production de carburant à partir de charges d'alimentation contenant de l'alcool renouvelable. L’alcool est converti directement en carburants de transport hydrocarbures par un processus catalytique, de la chaleur étant transférée entre des liquides à traiter intermédiaires pour réduire la consommation en énergie thermique. La consommation en eau globale est réduite par la récupération d'eau de processus catalytique et par la réduction de la température de l'eau permettant de réduire les pertes par évaporation. US20160090333 décrit des méthodes pour produire des hydrocarbures de la gamme d’aviation à partir de sources biorenouvelables, comme l'oligomérisation d'oléfines biorenouvelables en C3-C8, par exemple, dérivées d'alcools en C3-C8 produits par la fermentation de la biomasse. La production d'hydrocarbures de la gamme d’aviation est augmentée par l'utilisation d'une zone d'oligomérisation supplémentaire pour oligomériser l’essence séparé de l'effluent d'une zone d'oligomérisation primaire dans laquelle les oléfines biorenouvelables en C3-C8 ont d'abord été soumises à une oligomérisation. WO201145535 décrit un procédé de production de distillât à partir d'une charge de composés organiques hétéroatomiques comportant au moins un hétéroatome choisi parmi oxygène, soufre, halogène, seul ou en combinaison, dans lequel le traitement de la charge comprend au moins une étape de conversion des composés organiques hétéroatomiques en oléfines réalisée dans une première zone de conversion, et, dans au moins une deuxième zone d'oligomérisation, une étape d'oligomérisation d'oléfines provenant au moins en partie de la zone de conversion, en présence d'au moins 0,5% en masse de composés oxygénés, afin de produire un distillât. Ce procédé améliore le rendement en distillât, en permettant d'obtenir un taux d'oligomérisation plus élevé par rapport à l'oligomérisation d'une même charge dans les mêmes conditions réactionnelles. WO2022/063994 décrit un procédé d’obtention d’un carburéacteur comprenant une étape de conversion d’un courant de composés oxygénés à des températures réduites (par exemple plus basses que 350°C), des pressions de l’ordre de 5 bar à 10 bar et des vitesses spatiales horaires élevées (6 h ^-1 à 10h ^-1 ) suivie d’une étape conjointe d’oligomérisation et d’hydrogénation dans un même réacteur. Ce procédé tend à maintenir très basses les teneurs en éthylène et aromatiques produites lors de la conversion. Aucun de ces procédés ne permet d’optimiser de manière reproductible la teneur et le type de composés notamment aromatiques dans une composition finale de carburéacteur afin d’améliorer la qualité de combustion tout en assurant une bonne compatibilité avec les systèmes existants. RESUME DE L’INVENTION Un but de l’invention est donc de fournir un procédé de fabrication d’un carburéacteur issu exclusivement ou au moins en partie de charges renouvelables, qui soit efficace et productif, tout en répondant aux exigences d’utilisation dans le domaine aéronautique. A cet effet, l’invention a pour objet un procédé de fabrication du type précité, dans lequel l’étape (a) de conversion est réalisée dans une zone de réaction comportant au moins un lit catalytique fluidisé, et dans lequel, dans le mélange de paraffines, d’oléfines, d’aromatiques et d’eau produit à l’étape (a) de conversion, le rapport de la masse d’oléfines en C3+ sur la masse totale d’oléfines est supérieur ou égal à 0,8. Le procédé selon l’invention peut comprendre l’une ou plusieurs des caractéristiques suivantes, prise(s) isolément ou suivant toute combinaison techniquement possible : - la fraction carburéacteur comporte entre 2% en volume et 30% en volume d’aromatiques en C8+, de préférence entre 8% en volume et 25% en volume d’aromatiques en C8+, la teneur massique en aromatiques dans le mélange appauvri en eau étant de préférence supérieure à 6% en masse, notamment comprise entre 6% et 10% en masse ; - le procédé comporte la séparation d’au moins une partie des oléfines oligomérisées à l’étape (c) et/ou d’au moins une partie des aromatiques alkylés à l’étape (d) en une fraction d’hydrocarbures en C7-, et en une fraction d’hydrocarbures en C8+, la fraction d’hydrocarbures en C7- étant au moins partiellement recyclée à l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines ou/et à l’étape (d) d’alkylation des aromatiques, le courant d’hydrocarbures à hydrogéner étant formé par au moins une partie de la fraction d’hydrocarbures en C8+ ; - l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines et l’étape (d) d’alkylation des aromatiques sont réalisées conjointement dans le même réacteur ; - le procédé comprend une étape de séparation du mélange appauvri en eau en une fraction d’hydrocarbures en C1-C2, et en une fraction d’hydrocarbures en C3+, au moins une partie de la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 étant convoyée vers un vapocraqueur pour en extraire un courant d’éthylène, au moins une partie de la fraction d’hydrocarbures en C3+ étant envoyée à l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines et à l’étape (d) d’alkylation des aromatiques, une partie de la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 étant optionnellement recyclée à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6 ; - le procédé comprend la séparation de la fraction d’hydrocarbures en C3+, pour former une fraction d’hydrocarbures en C3- et une fraction d’hydrocarbures en C4+, la fraction d’hydrocarbures en C4+ étant envoyée à l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines et à l’étape (d) d’alkylation des aromatiques ; - l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines est réalisée dans un réacteur d’oligomérisation, et l’étape (d) d’alkylation des aromatiques est réalisée dans un réacteur d’alkylation, séparément de l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines ; - le procédé comprend : la séparation du mélange appauvri en eau en une fraction d’hydrocarbures en C1 - C2, en une fraction d’hydrocarbures en C3 à C5, et en une fraction d’hydrocarbures en C6+, la fraction d’hydrocarbures en C1 - C2 et la fraction d’hydrocarbures en C6+ étant envoyées au moins en partie à l’étape (d) d’alkylation dans le réacteur d’alkylation, la fraction d’hydrocarbures en C3 à C5 étant envoyée à l’étape (c) d’oligomérisation dans le réacteur d’oligomérisation ou comprenant : la séparation du mélange appauvri en eau en une fraction d’hydrocarbures en C3-, en une fraction d’hydrocarbures en C4 - C5, et en une fraction d’hydrocarbures en C6+, la fraction d’hydrocarbures en C3- et la fraction d’hydrocarbures en C6+ étant envoyées au moins en partie à l’étape (d) d’alkylation dans le réacteur d’alkylation, la fraction d’hydrocarbures en C4 à C5 étant envoyée au moins en partie à l’étape (c) d’oligomérisation dans le réacteur d’oligomérisation ; - un produit du réacteur d’oligomérisation contenant les oléfines oligomérisées et un produit du réacteur d’alkylation contenant les aromatiques alkylés sont séparés en la fraction d’hydrocarbures en C8+ et en la fraction d’hydrocarbures en C7-, la fraction d’hydrocarbures en C7- étant recyclée au moins en partie à l’étape (c) dans le réacteur d’oligomérisation, au moins une partie de la fraction d’hydrocarbures en C8+ formant le courant d’hydrocarbures à hydrogéner ; - le produit du réacteur d’oligomérisation et le produit du réacteur d’alkylation contenant les aromatiques alkylés sont séparés en une fraction d’hydrocarbures en C7-, en une fraction d’hydrocarbures en C8 à C16 et en une fraction d’hydrocarbures en C17+, au moins une partie de la fraction d’hydrocarbures en C8 à C16 formant le courant d’hydrocarbures à hydrogéner, la fraction d’hydrocarbures en C17+ étant au moins en partie recyclée à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6 ; - entre 10% et 90% en masse des aromatiques contenus dans le courant d’hydrocarbures à hydrogéner, de préférence entre 30% en masse et 80% en masse des aromatiques contenus dans le courant d’hydrocarbures à hydrogéner sont hydrogénés en cycloparaffines à l’étape (f) ; - le flux d’alcool en C1 à C6 est introduit à l’étape (a) de conversion à une température supérieure d’au moins 5°C au point de bulle du flux d’alcool en C1 à C6, et inférieure à la température de la réaction de conversion mise en œuvre à l’étape (a), notamment inférieure d’au moins 50°C à la température de la réaction de conversion mise en œuvre à l’étape (a), avantageusement inférieure d’au moins 100°C à la température de la réaction de conversion mise en œuvre à l’étape (a) ; - le procédé comprend un stripage d’au moins une partie de l’eau séparée à l’étape (b) de séparation pour produire un courant d’hydrocarbures extraits, avantageusement recyclé à l’étape (b) de séparation, et un courant d’eau traitée ; - le lit catalytique fluidisé reçoit, en plus du flux d’alcool en C1 à C6 un flux de contrôle d’exothermicité comprenant de l’eau recyclée séparée du mélange à l’étape (b) de séparation ou/et des hydrocarbures en C4- obtenus à partir du mélange appauvri en eau (19), le rapport massique d’eau recyclée dans le flux de contrôle d’exothermicité au flux d’alcool en C1 à C6 dans la charge fournie à l’étape (a) de conversion étant avantageusement compris entre 0 et 1, de préférence entre 0,05 et 0,5 ; - après l’étape (f) d’hydrogénation du courant d’hydrocarbures à hydrogéner, le procédé comprend la séparation du courant d’hydrocarbures hydrogéné au moins en la fraction carburéacteur et en une fraction diesel ; - le flux d’alcool en C2 à C6 est obtenu par fermentation de biomasse ou de gaz de synthèse, ou/et le flux d’alcool en C1 à C6 est obtenu par conversion catalytique de carbohydrates, d’oxyde de carbone ou de dioxyde de carbone en présence d’hydrogène ; - l’étape (f) d’hydrogénation du courant d’hydrocarbures à hydrogéner est conduite de manière séparée et en aval de l’étape (c) d’oligomérisation d’oléfines provenant du mélange appauvri en eau et de l’étape (d) d’alkylation d’aromatiques provenant du mélange appauvri en eau; - l’étape (a) de conversion est mise en œuvre à l’aide d’au moins un catalyseur comprenant des tamis moléculaires contenant au moins des pores à 10 atomes d’oxygène (10-MR) ou plus grands dans leur structure microporeuse ; - l’étape (a) de conversion est mise en œuvre en présence d’un catalyseur de conversion comprenant une zéolithe modifiée par du phosphore ayant partiellement une structure ALPO ou en présence d’un catalyseur de conversion comprenant une zéolithe modifiée par du B ; - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion comprend une zéolithe modifiée au phosphore, ayant notamment une teneur en P d'au moins 0,05 % en masse et de préférence entre 0,3 % en masse et 7 % en masse, un catalyseur composite comprenant au moins 0,1 % en masse de silicate, ou un tamis moléculaire modifié par du phosphore et par un métal alcalino-terreux ou de terre rare (tamis moléculaire modifié MP), présentant avantageusement un rapport molaire M/P dans le tamis moléculaire inférieur à 1. - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion comprend une zéolithe modifiée par du phosphore présentant une structure ALPO avantageusement caractérisée par une signature en RMN 27Al, comprise entre 35ppm et 45ppm ; - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion a été modifié par ajout d’un ou plusieurs métaux sélectionnés parmi les métaux du groupe IIB, notamment Zn, du groupe IIIB, notamment Ga, les métaux de transition du groupe VIIIB notamment Fe et/ou Ni et/ou Pt, du groupe VIB, notamment Mo, du groupe IB notamment Cu et/ou Ag ou encore du groupe des lanthanides notamment La ; - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion comprend une zéolite avec des pores à 10 atomes d’oxygène (10-MR) ou plus, modifiée par ajout de B avant, après ou simultanément à l'étape de formulation du catalyseur final ; - le catalyseur pour la mise en œuvre de l’étape (a) de conversion présente un rapport atomique Si/AI, mesuré par analyse chimique notamment par RMN, tenant compte uniquement des Al qui font partie de la structure de réseau du tamis moléculaire compris entre 4 et 500, préférentiellement entre 5 et 200, ou plus préférentiellement entre 12 et 150 ; - le procédé comporte un stripage d’au moins une partie de l’eau séparée à l’étape (b) de séparation pour produire un courant d’hydrocarbures extraits, avantageusement recyclé à l’étape (b) de séparation, et un courant d’eau traitée. L’invention a aussi pour objet une utilisation de la fraction carburéacteur produite par la mise en œuvre du procédé de fabrication tel que défini plus haut, (i) pure, ou (ii) en mélange avec un carburéacteur résultant d’une distillation d’un pétrole et/ou d’une autre source renouvelable, pour alimenter au moins un moteur d’aéronef. Avantageusement, la fraction carburéacteur produite comprend entre 2 % en masse et 30 % en masse d’aromatiques, en particulier entre 6 % en masse et 20 % en masse d’aromatiques. Notamment, la fraction carburéacteur comprend entre 2 % en masse et 30 % en masse d’aromatiques ayant au moins 8 atomes de carbone, en particulier entre 6 % en masse et 20 % en masse d’aromatiques ayant au moins 8 atomes de carbone. De préférence, plus de 50% en masse des aromatiques contenus dans la fraction carburéacteur sont des monoaromatiques ayant 8 à 14 atomes de carbone. Elle comprend avantageusement entre 5 % en masse et 20 % en masse de cycloparaffines et au moins 50 % en masse d’isoparaffines. Le procédé selon l’invention permet ainsi d'obtenir un carburant d’aviation renouvelable totalement substituable (« drop-in ») ou compatible avec les systèmes carburants et moteurs des aéronefs actuels. L’invention a également pour objet une installation de fabrication d’un carburéacteur comportant : - un étage de conversion d’un flux d’alcool en C1 à C6 pour former un mélange contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau ; - un étage de séparation d’eau du mélange pour former un mélange appauvri en eau ; - un étage d’oligomérisation d’oléfines provenant du mélange appauvri en eau ; - un étage d’alkylation d’aromatiques provenant du mélange appauvri en eau ; - un étage de formation d’un courant d’hydrocarbures à hydrogéner à partir d’au moins une partie des oléfines oligomérisées dans l’étage d’oligomérisation et d’au moins une partie des aromatiques alkylés dans l’étage d’alkylation ; - un étage d’hydrogénation du courant d’hydrocarbures à hydrogéner (24) pour former un courant d’hydrocarbures hydrogénés ; - un étage de fractionnement pour récupérer au moins une fraction carburéacteur à partir du courant d’hydrocarbures hydrogénés ; dans lequel l’étage de conversion comporte une zone de réaction comportant au moins un lit catalytique fluidisé, l’étage de conversion étant configuré pour produire un mélange contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau dans lequel le rapport de la masse d’oléfines en C3+ sur la masse totale d’oléfines est supérieur ou égal à 0,8. Dans une variante, l’installation comprend au moins un conduit de recyclage à l’étage de conversion, d’au moins une partie de l’eau du mélange séparé à l’étage de séparation de l’eau. DESCRIPTION DETAILLEE Les termes « comprenant » et « comprend » tels qu’utilisés ici sont synonymes avec « incluant », « inclut » ou « contient », « contenant », et sont inclusifs ou sans bornes et n’excluent pas de caractéristiques additionnelles, d’éléments ou d’étapes de méthodes non spécifiés. Les expressions % en masse et % en masse ont une signification équivalente et se réfèrent à la proportion de la masse d’un produit rapportée à 100 g d’une composition le comprenant. Les points d’ébullition tels que mentionnés ici sont mesurés à pression atmosphérique, sauf indication contraire. Un point d’ébullition initial (ci-après « IBP ») est défini comme la valeur de température à partir de laquelle une première bulle de vapeur est formée. Un point d’ébullition final (ci-après « FBP ») est la plus haute température atteignable lors d’une distillation. A cette température, plus aucune vapeur ne peut être transportée vers un condenseur. La détermination des points initial et final fait appel à des techniques connues du métier et plusieurs méthodes adaptées en fonction du domaine de températures de distillation sont applicables, par exemple NF EN 15199-1 (version 2020) ou ASTM D2887 pour la mesure des points d’ébullition de fractions pétrolières par chromatographie en phase gazeuse, ASTM D7169 pour les hydrocarbures lourds, ASTM D7500, D86 ou D1160 pour les distillats. Par défaut, l’expression flux, courant, fraction, etc. « en Cn à Cm » désigne un flux, un courant, une fraction, etc. ayant une quantité majoritaire (par exemple plus de 50% en moles) de composés ayant entre n atomes de carbone et m atomes de carbone. L’expression flux, courant, fraction, etc. « en Cn+ » désigne un flux, un courant, une fraction, etc. ayant une quantité majoritaire (par exemple plus de 50% en moles) de composés ayant n atomes de carbone ou plus de n atomes de carbone. L’expression flux, courant, fraction, etc. « en Cn- » désigne un flux, un courant, une fraction, etc. ayant une quantité majoritaire (par exemple plus de 50% en moles) de composés ayant n atomes de carbone ou moins de n atomes de carbone. En l’absence d’indication contraire, les pourcentages utilisés sont des pourcentages en masse, et les pressions sont des pressions absolues. Obtention du flux d’alcool en C1 à C6 Le flux d’alcool en C1 à C6 contient majoritairement des alcools tels que le méthanol, l’éthanol, les propanols (n-propanol, i-propanol) les butanols (n-butanol, i-butanol), les pentanols (n-pentanols, i pentanol) et les hexanols. Il peut comprendre minoritairement des alcools en C6+, ou/et des composés oxygénés tels que éther méthyléthylique; éther diméthylique; l'éther diéthylique; éther diisopropylique; formaldéhyde; carbonate de diméthyle; diméthylcétone; acide acétique; des furanes, des tetrahydrofuranes et leurs mélanges. Le flux d’alcool en C1 à C6 formant la charge du procédé comporte avantageusement plus de 80% en masse d’alcools en C1 à C6, de préférence plus de 90% en masse d’alcools en C1 à C6. Il comporte avantageusement plus de 50% en masse de méthanol, notamment plus de 80% en masse de méthanol. Dans une variante, un flux d’alcool en C2 à C6 est en outre avantageusement ajouté entre deux zones réactionnelles de conversion de l’étape (a) de conversion, comme il sera décrit plus bas. Le rapport du débit massique du flux d’alcool en C2 à C6 ajouté entre deux zones réactionnelles par rapport au débit massique du flux d’alcool en C1 à C6 en entrant la première zone réactionnelle est par exemple inférieur à 0,5, notamment compris entre 0,05 et 0,5. De préférence, le flux d’alcool en C1 à C6 et avantageusement le flux additionnel d’alcool en C2 à C6 sont obtenus à partir d’une source renouvelable telle que la biomasse (y compris ses constituants et ses dérivés) ou à partir d’oxyde de carbone ou de dioxyde de carbone, éventuellement capturé et d’hydrogène avantageusement produit à partir d’énergies renouvelables tel que l’énergie solaire, le vent, la géothermie, les vagues ou les courants et/ou d’énergie dont la production n’engendre pas de dioxyde de carbone telle que l’énergie nucléaire. Les voies de production des alcools destinés à former le flux d’alcool en C1 à C6 sont par exemple, de manière non limitative : - fermentation anaérobique de sucres issus de biomasse, notamment pour obtenir de l’éthanol ; - réaction catalytique d’hydrogène avec du dioxyde de carbone ou monoxyde de carbone pour obtenir notamment du méthanol, de l’éthanol et d’autres alcools ; - réaction catalytique d’hydrogène avec des carbohydrates pour obtenir notamment des alcools C1 à C6 ; - fermentation ABE (éthanol, acétone, butanol), pour obtenir de l’éthanol et du n- butanol ; - fermentation anaérobique de sucres issus de biomasse notamment pour obtenir du propanol (iso ou n), du butanol (iso ou n) ou de l’isoamyle alcool ; - fermentation anaérobique d’un mélange contenant au moins du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone et de l’hydrogène pour obtenir notamment de l’éthanol, du propanol (iso ou n), du butanol (iso ou n) ou de l’isoamyle alcool ; Pour l’obtention d’alcools, notamment d’éthanol d’origine renouvelable par fermentation dans un mode de réalisation, l’alcool, notamment un éthanol d’origine renouvelable peut être obtenu par fermentation éthanolique dans un bioréacteur contenant une culture d’un ou plusieurs microorganismes. L’éthanol d’origine renouvelable peut alors avantageusement être obtenu par : - fermentation anaérobie d’un substrat riche en sucres issu de biomasse, ou - fermentation anaérobie d’un gaz comprenant du CO, lequel peut être issu de biomasse ou non. Pour la fermentation anaérobie, de l’éthanol peut ainsi être produit par fermentation anaérobie d’un substrat riche en sucres issu de biomasse. Les sucres sont composés des chaines de 6 ou 5 carbones, comme le glucose, le saccharose (dimère de glucose et de fructose), le xylose et l’arabinose. Ce substrat peut par exemple comprendre, ou provenir directement des plantes agroalimentaires, de la canne à sucre, de la betterave sucrière, du sorgho sucrier, ou par dépolymérisation de l’amidon du maïs, du blé, de l’orge, du seigle, du sorgho, du triticale, de la pomme de terre, de la patate douce, du manioc, et/ou de la cellulose et de l’hémicellulose de la biomasse lignocellulosique. Le substrat riche en sucres peut aussi être issu de biomasse lignocellullosique par un traitement comprenant (i) une étape de séparation de la lignine, de la cellulose et de l’hémicellulose contenus dans la biomasse lignocellullosique, suivie (ii) d’une étape de conversion de la cellulose et/ou de l’hémicellulose en sucres. L’obtention de ce type de substrat à partir de biomasse lignocellulosique est bien connue de l’homme du métier. La biomasse lignocellulosique est constituée essentiellement de cellulose, d’hémicellulose et de lignine. Cette biomasse provient des résidus agricoles et forestier ou des sous-produits de transformation du bois ou des cultures qu’il s’agisse de plantes ligneuses ou de plantes herbacées. Cette biomasse lignocellulosique peut aussi comprendre des drêches de distillerie et permettre la fabrication d’éthanol tel que décrit dans le document EP2675778. La première étape (i) est une étape de prétraitement qui permet de désolidariser la matrice lignocellulosique et de libérer la cellulose et l’hémicellulose du complexe formé avec la lignine au moyen d’un ou plusieurs prétraitements. Comme prétraitement, on connaît le prétraitement à la vapeur (ou explosion à la vapeur), le prétraitement à l’eau chaude (par voie hydrothermale), l’explosion à l’ammoniac (AFEX), le prétraitement en milieu acide ou le prétraitement alcalin. Le traitement d’explosion à la vapeur consiste à traiter la biomasse, de préférence préalablement déchiquetée ou moulue, avec de la vapeur saturée à haute pression à des températures d’environ 160 à 240°C et à des pressions de 0,7 à 4,8MPa. L’efficacité du traitement à la vapeur peut être améliorée par addition de H2SO4, CO2 ou SO2 en tant que catalyseur. Dans le prétraitement AFEX, la biomasse est mise en contact avec une charge d’ammoniac liquide anhydre dans un rapport de 1/1 à 2/1 (1 à 2kg d’ammoniac/kg de biomasse sèche) pendant 10 à 60 min à 60–90°C et à des pressions supérieures à 3MPa. Le prétraitement par voie hydrothermale est similaire à l’explosion à la vapeur, mais utilise de l’eau à l’état liquide à des températures élevées au lieu de la vapeur. Dans le cas du prétraitement en milieu acide, typiquement en présence d’acide dilué, une suspension aqueuse du substrat cellulosique est chauffée à la température désirée et prétraitée avec de l'acide sulfurique préchauffé (concentrations <4% masse) dans un réacteur en acier inoxydable, le traitement est effectué à une température de 140 à 215°C. Le temps de séjour varie de quelques secondes à quelques minutes en fonction de la température de traitement. Le prétraitement à la chaux est un traitement alcalin physico-chimique peu coûteux qui améliore la digestibilité de la biomasse cellulosique. En utilisant 0,1g de Ca(OH)2/g de biomasse, le traitement peut être réalisé sur une large gamme de température allant de 25 à 130°C. Le procédé Organosolv qui est un procédé pour la délignification et/ou la saccharification de matériaux cellulosiques et de cultures végétales peut aussi être utilisé. En général, le procédé Organosolv implique l'utilisation d'un mélange d'eau et d'un solvant tel que des alcools ou des cétones et parfois d'autres solvants de nature non polaire, ainsi qu'un composé acide pour faciliter l'hydrolyse. Un procédé de ce type est décrit par exemple dans le document US4470851A. L’étape (ii) est une étape de conversion de la cellulose et/ou de l’hémicellulose en sucres. Elle est également bien connue de l’homme du métier. Il s’agit typiquement d’une hydrolyse qui peut être catalysée par voie acide ou par des enzymes telles que les cellulases, produites par exemple par la souche Trichoderma reesei, les xylanases, les xylosidases et les arabinofuranosidases. Le substrat riche en sucres est ensuite soumis à la fermentation. A titre d’exemple, cette fermentation peut être réalisée en utilisant des microorganismes, et notamment des levures, spécialisées qui permettent d’optimiser la rentabilité du procédé de production, notamment les levures suivantes : Ethanol Red® (Fermentie), Thermosacc® (Lallemand)), Angel Super Alcohol® (Angel®) et Fali® (AB Mauric)), les souches de levure Saccharomyces cerevisiae décrites dans le document FR3015985, les souches de levure Candida Shehatae ou Pichia stipitis, ou tout autre microorganisme adapté. Pour la fermentation anaérobie, de l’éthanol peut être produit par fermentation anaérobie d’un gaz comprenant du CO. Le substrat est alors un substrat gazeux (un gaz) contenant du CO. Ce substrat gazeux peut être un sous-produit d'un procédé industriel. Dans certains modes de réalisation, le procédé industriel est choisi dans le groupe constitué par la fabrication de produits en métal ferreux, notamment les aciéries, la fabrication de produits non ferreux, les procédés de raffinage du pétrole, la gazéification du charbon et/ou de la biomasse ou biochar, la production d'énergie électrique, la production de noir de carbone, la production d'ammoniac, la production de méthanol, la fabrication de coke, le craquage catalytique (en particulier lors de la régénération du catalyseur le monoxyde de carbone est produite) et le reformage du méthane. Dans ces modes de réalisation, le substrat gazeux peut être capturé à partir du processus industriel avant qu'il ne soit émis dans l'atmosphère, en utilisant toute méthode appropriée. Selon la composition du gaz ainsi capturé, il peut également être souhaitable de le traiter pour éliminer toute impureté indésirable, telle que des particules de poussière, avant de l'introduire dans la fermentation. Par exemple, le gaz peut être filtré ou épuré par des méthodes connues. Dans d'autres modes de réalisation, le substrat gazeux peut provenir de la gazéification de la biomasse. Le processus de gazéification implique une combustion partielle de la biomasse dans un apport restreint d'air ou d'oxygène. Le gaz résultant comprend généralement principalement du CO et du H2, avec des volumes minimes de CO2, de méthane, d'éthylène et d'éthane. Par exemple, les sous-produits de la biomasse obtenus au cours de l'extraction et du traitement de produits alimentaires, tels que le sucre de la canne à sucre ou l'amidon du maïs ou des céréales, ou les déchets de biomasse non alimentaire générés par l'industrie forestière, peuvent être gazéifiés pour produire un gaz contenant du CO qui peut être utilisé dans la présente invention. Le substrat gazeux utilisé présente typiquement une proportion notable de CO. La teneur en CO du substrat gazeux est typiquement de 15% à 100% en volume, de 15% à 95% en volume, de 40% à 95% en volume, de 40% à 60% en volume, et de 45% à 55% en volume ou est dans tout intervalle défini par deux de ces limites. Avantageusement, le gaz contenant du CO peut comprendre 25%, 30%, 35%, 40%, 45%, 50%, 55% ou 60% de CO en volume. Des gaz ayant des teneurs plus faibles en CO, comme 6 % en volume, peuvent également être appropriés, en particulier lorsque H2 et CO2 sont également présents. Si le substrat gazeux contient du CO, il n'est pas nécessaire que le substrat gazeux contienne de l'hydrogène, mais cela n'est pas considéré comme nuisible à la production d'éthanol. Le substrat gazeux peut également contenir du CO2, par exemple, en une proportion de 1 % à 80 % en volume, ou de 1 % à 30 % en volume ou de 5 % à 10 % en volume ou dans tout intervalle défini par deux de ces limites. Typiquement, le monoxyde de carbone est ajouté à la réaction de fermentation à l'état gazeux, ou encore à l’état liquide. Par exemple, le monoxyde de carbone peut être fourni dans un liquide par saturation. Par exemple, un liquide peut être saturé avec un gaz contenant du monoxyde de carbone, puis ce liquide peut être ajouté à un bioréacteur. Ceci peut être réalisé en utilisant une méthodologie standard. A titre d'exemple, un générateur de dispersion de microbulles (Hensirisak et. al. Scale-up of microbubble dispersion generator for aerobic fermentation ; Applied Biochemistry and Biotechnolo RV Volume 101, Number 3 / October, 2002) pourrait être utilisé. En outre, il est souvent souhaitable d'augmenter la concentration en CO du gaz (ou la pression partielle de CO dans le gaz) et d'accroître ainsi l'efficacité des réactions de fermentation utilisant le CO comme substrat. L'augmentation de la pression partielle de CO dans le gaz augmente le transfert de masse de CO dans un milieu de fermentation. La composition des flux gazeux utilisés pour alimenter une réaction de fermentation peut avoir un impact significatif sur l'efficacité et/ou les coûts de cette réaction. Par exemple, l’O2 peut réduire l'efficacité d'un processus de fermentation anaérobie. Le traitement de gaz indésirables ou inutiles dans les étapes d'un processus de fermentation avant ou après la fermentation peut augmenter la charge de ces étapes (par exemple, lorsque le flux gazeux est comprimé avant d'entrer dans un bioréacteur, une énergie inutile peut être utilisée pour comprimer des gaz qui ne sont pas nécessaires à la fermentation). Par conséquent, il peut être souhaitable de traiter les flux de substrat, en particulier les flux de substrat dérivés de sources industrielles, afin d'éliminer les composants indésirables et d'augmenter la concentration des composants souhaitables. Tout microorganisme capable de fermenter un substrat gazeux comprenant du CO pour produire de l'éthanol peuvent être utilisé dans la présente invention. A titre d'exemple, les micro-organismes du genre Moorella, Clostridia, Ruminococcus, Acetobacterium, Eubacterium, Butyribacterium, Oxobacter, Methanosarcina, Methanosarcina, et Desulfotomaculum peuvent être utilisés. À titre d'exemple, on pourra utiliser le ou les micro-organismes du genre Clostridium, y compris les souches de Clostridium ljungdahlii, Clostridium carboxydivorans, Clostridium ragsdalei et Clostridium autoethanogenum, du genre Moorella, y compris Moorella sp HUC22-1, du genre Carboxydothermus,, Moorella thermoacetica, Moorella thermoautotrophica, Ruminococcus productus, Acetobacterium woodii, Eubacterium limosum, Butyribacterium methylotrophicum, Oxobacter pfennigii, Methanosarcina barkeri, Methanosarcina acetivorans, ou Desulfotomaculum kuznetsovii. D'autres exemples spécifiques de microorganismes sont les bactéries anaérobies carboxydotrophes. Des exemples de souches utilisables sont décrites dans le document WO201226833. Il convient de noter que l'invention peut être appliquée à une culture mixte de deux ou plusieurs micro-organismes. En ce qui concerne le milieu et les conditions de fermentation, quelle que soit la nature du substrat (gazeux ou non) utilisé, pour que la fermentation de l'éthanol se produise par croissance d'un ou plusieurs micro-organismes, un milieu nutritif approprié devra être introduit dans le bioréacteur en plus d’un substrat, dans des conditions appropriées. Un milieu nutritif contiendra des composants, tels que des vitamines et des minéraux, suffisants pour permettre la croissance du micro-organisme utilisé. Les conditions de réaction à prendre en compte sont la température, le débit du milieu, le pH, le potentiel redox du milieu, la vitesse d'agitation (en cas d'utilisation d'un réacteur à agitation continue), le niveau d'inoculum, les concentrations maximales de substrat et les vitesses d'introduction du substrat dans le bioréacteur afin de garantir que le niveau de substrat ne devienne pas limitatif, et les concentrations maximales de produit afin d'éviter l'inhibition du produit. Les conditions de réaction optimales dépendront en partie du microorganisme particulier utilisé. Les procédés de culture des micro-organismes sont connus dans l’art et l’homme du métier sait optimiser les conditions de culture pour chaque micro-organisme, en fonction de sa nature. Des exemples de conditions de fermentation convenant à la fermentation anaérobie d'un substrat comprenant du CO sont détaillés dans WO2007/117157, WO2008/115080, WO2009/022925 et WO02/08438. Les réactions de fermentation peuvent être réalisées dans n'importe quel bioréacteur approprié. Dans certains modes de réalisation de l'invention, le bioréacteur peut comprendre un premier réacteur de croissance dans lequel les micro-organismes sont cultivés, et un second réacteur de fermentation, dans lequel le bouillon provenant du réacteur de croissance est introduit et dans lequel la plupart du produit de fermentation (éthanol, par exemple) est produit. La fermentation aboutira à un bouillon de fermentation comprenant un produit souhaitable (éthanol) et/ou un ou plusieurs sous-produits (tels que l'acétate et le butyrate lorsque le substrat est un gaz contenant du CO) ainsi que des cellules de microorganisme, dans un milieu nutritif. La récupération de l'éthanol peut comprendre le retrait continu d'une partie du bouillon et la récupération de l'éthanol à partir de la partie retirée du bouillon. On peut par exemple faire passer la partie retirée du bouillon contenant de l'éthanol à travers une unité de séparation pour séparer, par exemple par filtration, les cellules bactériennes du bouillon et produire un perméat contenant de l'éthanol sans cellules, et le retour des cellules de micro-organismes dans le bioréacteur. Dans certains modes de réalisation, la récupération de l'éthanol et/ou d'un ou plusieurs autres produits ou sous-produits produits dans la réaction de fermentation comprend le retrait continu d'une partie du bouillon et la récupération séparée de l'éthanol et d'un ou plusieurs autres produits à partir de la partie retirée du bouillon. A titre d'exemple, l'éthanol peut être récupéré à partir du bouillon de fermentation en utilisant des méthodes telles que la filtration, la distillation ou l'évaporation fractionnée, la pervaporation et la fermentation extractive. La distillation de l'éthanol à partir d'un bouillon de fermentation donne un mélange azéotropique d'éthanol et d'eau (c'est-à-dire 95 % d'éthanol et 5 % d'eau). L'éthanol anhydre peut ensuite être obtenu par l'utilisation de la technologie de déshydratation de l'éthanol sur tamis moléculaire, qui est également bien connue dans l'art. L’éthanol d’origine renouvelable peut aussi être obtenu à partir de la biomasse par conversion d’un gaz de synthèse riche en CO/H2, ce gaz synthétique étant issu de la biomasse. La biomasse peut par exemple être gazéifiée pour produire un gaz de synthèse (ou « syngas » en anglais) riche en CO/H2, ce gaz synthétique étant ensuite converti en méthanol en présence d’un catalyseur. Un procédé de ce type est par exemple décrit dans le document WO2012003901. La biomasse utilisée pour produire du gaz de synthèse peut notamment comprendre les combustibles ligneux provenant de forêts et de terres boisées naturelles (par exemple, la sciure de bois), les résidus agricoles (par exemple, les balles de riz, le fumier de paille), les cultures énergétiques qui sont cultivées exclusivement pour la production d'énergie (par exemple, le maïs et le palmier à huile), les déchets urbains (par exemple, les déchets de bois, riz, fumier de paille), les cultures énergétiques qui sont cultivées exclusivement pour la production d'énergie (par exemple, le maïs et le palmier à huile), les déchets urbains (par exemple, les déchets solides municipaux et les eaux usées) et le combustible de biomasse dérivé de déchets (par exemple, les granulés de bois). Il est également possible d’obtenir du méthanol d’origine renouvelable. Par méthanol d’origine renouvelable, on entend du méthanol obtenu à partir de biomasse. La biomasse peut notamment comprendre les combustibles ligneux provenant de forêts et de terres boisées naturelles (par exemple, la sciure de bois), les résidus agricoles (par exemple, les balles de riz, le fumier de paille), les cultures énergétiques qui sont cultivées exclusivement pour la production d'énergie (par exemple, le maïs et le palmier à huile), les déchets urbains (par exemple, les déchets de bois, riz, fumier de paille), les cultures énergétiques qui sont cultivées exclusivement pour la production d'énergie (par exemple, le maïs et le palmier à huile), les déchets urbains (par exemple, les déchets solides municipaux et les eaux usées) et le combustible de biomasse dérivé de déchets (par exemple, les granulés de bois). Le méthanol d’origine renouvelable peut notamment être obtenu par conversion d’un gaz synthétique riche en CO/H2, ce gaz synthétique étant issu de la biomasse. La biomasse peut par exemple être gazéifiée pour produire un gaz synthétique (ou « syngas » en anglais) riche en CO/H2, ce gaz synthétique étant ensuite converti en méthanol en présence d’un catalyseur. Un procédé de ce type est par exemple décrit dans le document WO2018134853A1 Un gaz synthétique convenant à une conversion ultérieure en méthanol peut encore être obtenu par oxydation partielle en présence de dioxygène d’un biogaz contenant du méthane et du CO2, ce biogaz résultant par exemple de la digestion anaérobie de biomasse en présence d’un ou plusieurs microorganismes. Un procédé de ce type est par exemple décrit dans le document WO2019060988A1. Les alcools destinés à former le flux d’alcool en C1 à C6 et éventuellement, le flux additionnel d’alcool en C2 à C6, peuvent également être obtenus à partir de dioxyde de carbone, notamment capturé. Plusieurs voies de transformation existent. On peut citer par exemple la conversion catalytique de dioxyde de carbone en méthanol en présence d’hydrogène. Une autre voie consiste à convertir le dioxyde de carbone en monoxyde de carbone par électroconversion ou par réaction du gaz à l’eau inverse en présence d’hydrogène. Le monoxyde de carbone est alors converti par conversion catalytique en méthanol, en présence d’hydrogène. L’hydrogène utilisé pour les différentes opérations décrites précédemment est obtenu notamment par reformage du méthane à la vapeur, par réaction du gaz à l’eau, ou est produit par électrolyse à partir d’énergies renouvelables tel que l’énergie solaire, le vent, la géothermie, les vagues ou les courants. Etape (a) Conversion du flux d’alcool en C1 à C6 La conversion du flux d’alcool en C1 à C6 comprend par exemple une déshydratation, couplage carbone-carbone et/ou aromatisation d’au moins un alcool en C1 à C6. La déshydratation des alcools en C1 à C6, le couplage carbone-carbone et/ou et leur aromatisation peuvent être réalisées de manière simultanée. Pour la déshydratation du méthanol, celui-ci est généralement converti en diméthyl- éther, lequel est déshydraté pour produire des oléfines ayant au moins deux atomes de carbone. Dans ce cas de méthanol et/ou diméthyl-éther un couplage carbone-carbone se fait lors de la déshydratation. Les alcools en C2-C6 peuvent être déshydratés pour produire des oléfines contenant le même nombre d'atomes. Les réactions de déshydratation des alcools pour produire des alcènes sont connues depuis longtemps (J. Catal.7, p.163, 1967 et J. Am. Chem. Soc. 83, p. 2847, 1961). De nombreux catalyseurs acides solides disponibles peuvent être utilisés pour la déshydratation des alcools ((Stud. Surf. Sci. Catal.51, p.260, 1989), EP0150832, Bulletin of the Chemical Society of Japan, vol 47(2), 424- 429 (1974)). Cependant, les alumines-γ sont les plus couramment utilisées, en particulier pour les alcools à chaîne plus longue (avec trois atomes de carbone et plus). En effet, les catalyseurs avec une acidité plus forte, tels que les silice-alumines, les zéolithes, les hétéropoly-acides ou les « resin catalysts » peuvent favoriser le déplacement des doubles liaisons, l'isomérisation du squelette et d'autres réactions d'interconversion des oléfines. En outre, une aromatisation des alcools en C1 à C6 se produit par oligomérisation des intermédiaires oléfiniques, cyclisation d’une chaine ayant au moins 6 carbones et déshydrogénation du cycloparaffins en aromatiques correspondants. Le mécanisme des réactions lors de la conversion des alcools C1 à C6 passe via une catalyse acide. Le catalyseur peut fournir un proton pour activer les molécules, les alcools et/ou les oléfines via des intermédiaires protonés. La stabilité des intermédiaires protonés ou ions alkylcarbénium dépend de l'effet inductif des substituants. Les ions carbénium tertiaires sont les plus stables, les ions carbénium primaires étant les moins stables. Ainsi, les ions carbénium tertiaires sont les plus facilement formés et les réactions impliquant la formation d'ions carbénium primaires sont lentes. Les ions carbénium primaires ont tendance à se transformer en ions carbénium secondaires ou tertiaires. L'addition d'ions carbénium aux alcènes est l'étape clé de l'oligomérisation des alcènes et l'addition d'ions carbénium aux hydrocarbures aromatiques est la base de l'alkylation des aromatiques avec les alcènes. Le transfert d'hydrure offre une voie pour convertir une molécule neutre en un ion carbénium ou le transfert d'hydrure successif de l'alcène à l'ion carbénium aboutit à la formation de composés aromatiques. Les réactions suivantes démontrent ce mécanisme pour le propylène : Protonation: CH3-CH=CH2 + H ⁺ → CH3-CH ⁺ -CH3 Dimérisation: CH ₃ -CH=CH ₂ + CH ₃ -CH ⁺ -CH ₃ → CH ₃ -CH(CH ₃ )-CH ₂ -CH ⁺ -CH ₃ Déprotonation:CH3-CH(CH3)-CH2-CH ⁺ -CH3 → CH3-CH(CH3)-CH=CH-CH3 + H ⁺ Transfert H-: CH3-CH(CH3)-CH=CH-CH3 → CH3-C ⁺ (CH3)-CH=CH-CH3 + H- H- + R ₁ ⁺ → H-R ₁ Cyclisation: CH3-C ⁺ (CH3)-CH=CH-CH3 → CH3-(-C=CH2-CH2-CH-CH2-) ⁺ + H ⁺ (méthylcyclopentyl cation) Isomérisation: CH3-(-C=CH2-CH2-CH-CH2-) ⁺ → (-CH2-CH2-CH2-CH2-CH2-CH-) ⁺ (cyclohexyl cation) (-CH ₂ -CH ₂ -CH ₂ -CH ₂ -CH ₂ -CH-) ⁺ → (-CH ₂ -CH ₂ -CH ₂ -CH ₂ -CH ₌ CH-) + H ⁺ (cyclohexène) Transfert H-: (-CH ₂ -CH ₂ -CH ₂ -CH ₂ -CH ₌ CH-) → (-CH ₂ -CH ₂ -CH ⁺ -CH ₂ -CH=CH-) + H- H- + R1 ⁺ → H-R1 (-CH ₂ -CH ₂ -CH-CH ₂ -CH ₌ CH-) ⁺ → (-CH ₂ -CH ₂ -CH=CH-CH ₌ CH-) + H ⁺ (cyclohexadiene) (-CH ₂ -CH ₂ -CH=CH-CH ₌ CH-) → (-CH ⁺ -CH ₂ -CH=CH-CH ₌ CH-) + H- H- + R1 ⁺ → H-R1 (-CH ⁺ -CH ₂ -CH=CH-CH ₌ CH-) → (-CH=CH ₂ -CH=CH-CH ₌ CH-) + H ⁺ (benzène) Globalement, pour la formation d’un noyau aromatique, il faut enlever trois molécules de dihydrogène (six atomes) et ces trois molécules d’hydrogènes vont, suivant le mécanisme de transfert d’hydrure, former trois paraffines à partir des oléfines. Le mécanisme de transfert d’hydrure se produit typiquement sur des catalyseurs ayant uniquement une fonction acide et demande souvent des conditions sévères qui sont également propices à la formation de coke. La production des aromatiques à partir des oléfines (produites à partir des alcools) se fait sur des catalyseurs acides essentiellement par voie de transfert d’hydrure d’une oléfine vers une autre oléfine. Ceci produit des molécules plus insaturées (et finalement des aromatiques) et des paraffines. Ces paraffines sont non transformables car trop inertes pour être converties dans les conditions opératoires optimales pour la conversion des alcools en C1-C6. Il est possible d’ajouter une fonction catalytique déshydrogénante, permettant d’aromatiser en produisant de l’hydrogène moléculaire. Si le catalyseur possède également une fonction déshydrogénante, les intermédiaires réactifs peuvent se convertir en aromatiques correspondants par déshydrogénation. Ceci est le cas notamment avec des catalyseurs bifonctionnels, ayant une fonction acide et une fonction déshydrogénant. La fonction déshydrogénante peut être fournie par des métaux du groupe VIB, VIIIB et IB et IIB et des mélanges, de préférence le gallium, le zinc ou des mélanges. En général, les réactions de déshydrogénation des oléfines sont limitées thermodynamiquement et demandent des températures élevées. Afin de favoriser la voie déshydrogénante, un autre réactif peut être ajouté à l’étape (a) de conversion pour déplacer l’équilibre thermodynamique. Avantageusement, ce réactif est le dioxyde de carbone qui peut être converti en monoxyde de carbone et en eau : CO2 + H2 → CO + H2O Les molécules CO2, CO et H2 peuvent être séparées des autres hydrocarbures et être recyclées vers la synthèse des alcools, par fermentation de gaz de synthèse et par conversion catalytique du gaz de synthèse pour en faire du méthanol. Le procédé comporte alors l’ajout, à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6, d’un courant contenant du dioxyde de carbone, et la conversion conjointe du dioxyde de carbone en monoxyde de carbone lors de l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6. Avantageusement, le courant contenant du dioxyde de carbone comporte plus de 5% en masse de dioxyde de carbone, notamment plus de 10% en masse de dioxyde de carbone. Le rapport massique dans la charge fournie à l’étape de conversion (a) du dioxyde de carbone fourni dans le courant de dioxyde de carbone aux alcools en C1 à C6 fournis dans le flux d’alcool en C1 à C6 est compris entre 5% et 75%. Le courant contenant du dioxyde de carbone est ajouté par exemple en mélange avec le flux d’alcool en C1 à C6 ou si plusieurs zones réactionnelles sont disposées en série pour réaliser l’étape de conversion, entre deux zones réactionnelles ou dans une zone réactionnelle donnée. De préférence, plus de 2% en moles, notamment plus de 5% en moles du dioxyde de carbone est converti en monoxyde de carbone conjointement à la conversion du flux d’alcool en C1 à C6 lors de l’étape (a) de conversion. Le produit principal de la déshydratation catalysée par un acide de l’éthanol et/ou du méthanol est l'éthylène et/ou le propylène et l'eau. Plus généralement un mélange contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau est produit. Les paraffines incluent des n-paraffines, des i-paraffines et des cycloparaffines. Selon l’invention, dans le mélange de paraffines, d’oléfines, d’aromatiques et d’eau produit à l’étape (a) de conversion, le rapport de la masse d’oléfines en C3+ sur la masse totale d’oléfines est supérieur ou égal à 0,80, notamment supérieur à 0,82, de préférence supérieur ou égal à 0,85 le rapport étant calculé sur le flux sec, après séparation de l’eau. Avantageusement, en ne tenant pas compte de l’eau circulant dans un recycle d’eau, le mélange produit contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau contient plus de 10% en masse d’eau, en particulier entre en 10% et 60% en masse d’eau en fonction de la composition en alcool dans le mélange d’alcools en C1 à C6. Dans le cas où seul du méthanol est présent, la teneur en eau du mélange produit (hors recycle) est comprise entre 55% en masse et 60% en masse. Avantageusement, en base sèche en excluant l’eau et un éventuel recycle, le mélange produit contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau contient plus de 2% en masse d’aromatiques, notamment plus de 6% en masse d’aromatiques, notamment entre 6% et 30% en masse d’aromatiques. En base sèche, en excluant l’eau, il contient avantageusement : - moins de 5 % en masse de méthane, notamment entre 0,1% en masse et 4% en masse de méthane ; - moins de 5% en masse de dimethyléther, notamment moins de 1% en masse de diméthylether ; - moins de 5% en masse d’alcools en C1 à C6 résiduels, notamment moins de 1% en masse d’alcools en C1 à C6 résiduels ; - moins de 15% en masse d’éthylène, notamment entre 5% en masse et 10% en masse d’éthylène ; - plus de 30% en masse de propylène, notamment entre 35% en masse et 60% en masse de propylène ; - moins de 15 % en masse de paraffines, notamment entre 3% et 8% en masse de paraffines ; - plus de 10% en masse d’oléfines en C4 à C7, notamment entre 25% et 40% d’oléfines en C4 à C7 ; - plus de 6% d’aromatiques, notamment entre 6% et 10% d’aromatiques, notamment moins de 3% d’aromatiques en C9+. La production d'oléfines légères (éthylène et propylène) à partir d'une charge d'alimentation en alcools mixtes dans un procédé de composés oxygénés en oléfines est par exemple décrite dans le brevet US 7,288,689. Ledit brevet propose divers procédés de production d'alcools en C1 à C4, éventuellement dans un flux d'alcools mixtes, et éventuellement de conversion des alcools en oléfines légères. La conversion par déshydratation et aromatisation permet d’obtenir des oléfines légères, ayant au moins 2 atomes de carbone et des aromatiques à partir d’alcools C1-C6 utilisant un catalyseur composite comprenant les étapes suivantes : a) la fourniture d'un catalyseur comprenant des tamis moléculaires contenant au moins des pores à 10 atomes d’oxygène (10-MR) ou plus grands dans leur structure microporeuse, b) la mise en œuvre de la conversion étant sur une zone de réaction présentant un lit fluidisé, fournir une zone de réaction et une zone de régénération de catalyseur, ledit catalyseur circulant dans les deux zones, de sorte qu'au moins une partie du catalyseur régénéré passe dans la zone de réaction et au moins une partie du catalyseur dans la zone de réaction passe dans la zone de régénération ; c) mise en contact des alcools en C1 à C6 dans le réacteur avec le catalyseur dans des conditions efficaces pour convertir au moins une partie de la charge d'alimentation pour former un effluent de réacteur comprenant mélange de paraffines, d’oléfines, d’aromatiques, et d’eau. Le catalyseur peut être un mélange de deux catalyseurs ou plus et éventuellement un liant. Il est souhaitable d'avoir une conversion sensiblement de 100 % du composé alcoolique dans le réacteur. Ce taux de conversion est ajusté par optimisation du temps de contact, de la température de réaction et de la fréquence de régénération du catalyseur. Dans un mode de réalisation spécifique, la vitesse spatiale horaire rapportée à la masse de catalyseur (« weight hourly space velocity » ci-après WHSV de l’alcool dans la zone de réaction est d'environ 0,5 h ^-1 à environ 10 h ^-1 , avantageusement d'environ 1 h ^-1 à environ 6 h ^-1 . Les tamis moléculaires entrant dans la composition du catalyseur sont sélectionnés parmi la liste de tamis moléculaires de structure cristalline MFI, MOR, MEL, clinoptilolite, FER, FAU, MWW, BETA, MCM-41, ZSM-21, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-42, ZSM -57, LTL ou un mélange de ceux-ci. Préférablement, le tamis moléculaire sélectionné est une zéolithe, un aluminosilicate cristallin choisi dans le groupe MFI, MOR, MEL, clinoptilolite, FER ou un mélange de ceux-ci. Plus préférentiellement, Dans le cas du MFI, le tamis moléculaire est de préférence, une zéolithe ZSM-5. Dans un autre mode de réalisation, le tamis moléculaire est de préférence obtenu sans ajout d’agent structurant. D'autres exemples sont décrits par l'International Zeolite Association (Atlas of Zeolite Structure Types, 1987, Butterworths). Les silicates cristallins sont des polymères inorganiques cristallins microporeux à base de réseau XO4 tétrahydres liés les uns aux autres par partage d'ions oxygène, où X peut être trivalent (par exemple Al, B, ... ) ou tétravalent (par exemple Ge, Si, ... ). La structure cristalline d'un silicate cristallin est définie par l'ordre spécifique dans lequel un réseau d'unités tétraédriques sont liées ensemble. La taille des ouvertures des pores du silicate cristallin est déterminée par le nombre d'unités tétraédriques, ou, en variante, d'atomes d'oxygène, nécessaires pour former les pores et la nature des cations qui sont présents dans les pores. Ils possèdent une combinaison unique des propriétés suivantes : surface interne élevée ; des pores uniformes avec une ou plusieurs tailles discrètes ; échangeabilité d'ions; bonne stabilité thermique; et la capacité d'adsorber les composés organiques. Étant donné que les pores de ces aluminosilicates cristallins sont de taille similaire à de nombreuses molécules organiques d'intérêt pratique, ils contrôlent l'entrée et la sortie des réactifs et des produits, ce qui se traduit par une sélectivité particulière dans les réactions catalytiques. Les aluminosilicates cristallins de structure MFI possèdent un système de pores croisés bidirectionnel avec les diamètres de pores suivants : un canal droit selon [010] : 0,53-0,56 nm et un canal sinusoïdal selon [100] : 0,51-0,55 nm. Les aluminosilicates cristallins avec la structure MEL possèdent un système de pores droits à intersection bidirectionnelle avec des canaux droits le long de [100] ayant des diamètres de pores de 0,53 à 0,54 nm.56 nm et un canal sinusoïdal selon [100] : 0,51-0,55 nm. Les tamis moléculaires utilisés dans la présente invention (sous forme H+ ou NH4+) ont un rapport initial Si/AI avantageusement compris entre 4 et 500, préférentiellement de 4 à 100, ou plus préférentiellement de 4 à 30. La conversion vers la forme H+ ou NH4+ est connue en soi et décrite dans US3911041 et US5573990. Le rapport atomique Si/AI est mesuré par analyse chimique, par exemple par RMN. Il comprend uniquement les Al qui font partie de la structure de réseau du tamis moléculaire. Selon un premier mode de réalisation, ladite zéolithe est une zéolithe modifiée au phosphore fabriquée par un procédé comprenant dans cet ordre : - Sélection d’un tamis moléculaire tel que décrit dans la liste ci-dessus ; - Introduction de P dans des conditions efficaces pour introduire avantageusement au moins 0,05 % en masse de P en ajoutant une solution aqueuse contenant un précurseur de phosphore ; - Séparation éventuelle du solide du liquide aqueux ; - Lavage optionnel ou séchage optionnel ou séchage optionnel suivie d'un lavage ; - Calcination. Facultativement, le procédé de fabrication de ladite zéolite modifiée au phosphore comprend les étapes de traitement thermique à la vapeur et de lixiviation. La méthode consiste en un étuvage/traitement thermique à la vapeur suivi d'une lixiviation. Il est généralement connu de l'homme du métier que le traitement à la vapeur des zéolites conduit à de l'aluminium qui quitte le réseau de la zéolite et réside sous forme d'oxydes d'aluminium à l'intérieur et à l'extérieur des pores de la zéolite. Cette transformation est connue sous le nom de désalumination des zéolithes et ce terme sera utilisé tout au long du texte. Dans l'étape de traitement à la vapeur, la température est de préférence de 400°C à 870°C, plus préférentiellement de 480°C à 760°C. La pression est de préférence la pression atmosphérique et la pression partielle de l'eau peut aller de 13 kPa à 100 kPa. L'atmosphère de vapeur contient de préférence de 5 % à 100 % en volume de vapeur avec de 0 % à 95 % en volume d'un gaz inerte, de préférence de l'azote. Le traitement à la vapeur est de préférence effectué pendant une durée de 0,01 heures à 200 heures, avantageusement de 0,05 heures à 200 heures, plus préférentiellement de 0,05 heures à 50 heures. Le traitement à la vapeur tend à réduire la quantité d'aluminium tétraédrique dans le réseau de silicate cristallin en formant de l'alumine. Le traitement de la zéolithe, traitée à la vapeur, avec une solution acide entraîne la dissolution des oxydes d'aluminium extra-réseau. Cette transformation est connue sous le nom de lixiviation et ce terme sera utilisé tout au long du texte. Une lixiviation peut être faite avec un acide organique tel que l'acide citrique, l'acide formique, l'acide oxalique, l'acide tartrique, l'acide malonique, l'acide succinique, l'acide glutahique, l'acide adipique, l'acide maléique, l'acide phtalique, l'acide isophtalique, l'acide fumarique, l'acide nitrilotriacétique, l'acide hydroxyéthylènediaminetétracétique, l'acide éthylènediaminetétracétique, l'acide trichloroacétique, l'acide trifluoroacétique ou un sel d'un tel acide (par exemple le sel de sodium) ou un mélange de deux ou plusieurs de ces acides ou sels. Les autres acides inorganiques peuvent comprendre un acide inorganique tel que l'acide nitrique, l'acide chlorhydrique, l'acide méthanesulfhydrique, l'acide phosphorique, l'acide phosphonique, l'acide sulfurique ou un sel d'un tel acide (par exemple les sels de sodium ou d'ammonium) ou un mélange de deux ou plusieurs de tels acides ou sels. La lixiviation avec une solution aqueuse acide contenant une source de phosphore est avantageusement réalisée dans des conditions de reflux, c'est-à-dire à température d'ébullition de la solution. La quantité de ladite solution acide est avantageusement comprise entre 2 litres et 10 litres par kg de tamis moléculaire. Une période de lixiviation typique est d'environ 0,5 heures à 24 heures. Avantageusement, la solution aqueuse acide contenant la source de P dans l'étape de lixiviation a un pH de 3, avantageusement de 2, ou inférieur. Avantageusement ladite solution aqueuse d'acide est une solution d'acides phosphorés, un mélange d'acides phosphorés et d'acides organiques ou inorganiques ou des mélanges de sels d'acides phosphorés et d'acides organiques ou inorganiques. Les acides phosphorés ou les sels correspondants peuvent être du phosphate ([PO4] ^3- , étant basique), de type phosphite ([HPO3] ^2- , étant dibasique) ou hypophosphite ([H2PO2]-, étant monobasique). De manière inattendue, une plus grande quantité de phosphore que ce à quoi on pourrait s'attendre à partir du volume de pores typique du tamis moléculaire et en supposant que les pores des tamis moléculaires sont remplis de la solution d'acide phosphoreux utilisée, reste dans le matériau de tamis moléculaire solide. Les deux facteurs, à savoir la désalumination et la rétention de P, stabilisent l'aluminium du réseau dans le réseau zéolithique, évitant ainsi une désalumination supplémentaire. Cela conduit à une stabilité hydrothermique plus élevée, à un réglage des propriétés du tamis moléculaire et à un ajustement des propriétés acides, augmentant ainsi la sélectivité du tamis moléculaire. Puis la zéolithe est séparée, avantageusement par filtration, et éventuellement lavée. Une étape de séchage peut être envisagée entre les étapes de filtration et de lavage. La solution après le lavage peut être soit séparée, à titre d'exemple, par filtration du solide, soit évaporée. P peut être introduit par tout moyen ou, à titre d'exemple, selon la recette décrite dans US 3,911,041, US 5,573,990 et US 6,797,851. La séparation du liquide du solide se fait avantageusement par filtration à une température comprise entre 0°C-90°C, centrifugation à une température comprise entre 0°C-90°C, évaporation ou équivalent. Eventuellement, la zéolithe peut être séchée après séparation avant lavage. Avantageusement ledit séchage est effectué à une température comprise entre 40°C-60°C, avantageusement pendant 1h -10h. Ce séchage peut être effectué soit dans des conditions statiques, soit dans un flux de gaz. L'air, l'azote ou n'importe quel gaz inerte peuvent être utilisés. L'étape de lavage peut être effectuée soit pendant la filtration (étape de séparation) avec une portion d'eau froide (<40°C) ou chaude (> 40 mais <90°C) soit le solide peut être soumis à une solution aqueuse et traité dans des conditions de reflux pendant 0,5 h à 10 h suivi d'une évaporation ou d'une filtration. L'étape finale de calcination est réalisée avantageusement à la température 400°C-700 °C soit dans des conditions statiques, soit dans un flux de gaz. L'air, l'azote ou n'importe quel gaz inerte peuvent être utilisés. Selon un mode de réalisation de l'invention, la zéolithe modifiée au phosphore est fabriquée par un procédé comprenant dans cet ordre : - Sélection d’un tamis moléculaire tel que décrit dans la liste ci-dessus ; - Traitement thermique à la vapeur à une température allant de 400°C à 870 °C pendant 0,01 -200h ; - Lixiviation avec une solution acide aqueuse dans des conditions efficaces pour éliminer une partie substantielle d'Al de la zéolite ; - Introduction de P avec une solution aqueuse contenant la source de P dans des conditions efficaces pour introduire avantageusement au moins 0,05 % en masse de P - Séparation du solide du liquide ; - Une étape de lavage facultative ou une étape de séchage facultative ou une étape de séchage facultative suivie d'une étape de lavage ; - Une étape de calcination. Eventuellement entre l'étape de traitement thermique à la vapeur et l'étape de lixiviation, il y a une étape intermédiaire comme, à titre d'exemple, la mise en contact avec de la poudre de silice et le séchage. Avantageusement, la teneur finale en P est d'au moins 0,05 % en masse et de préférence entre 0,3 % en masse et 7 % en masse. Avantageusement, au moins 10 % en masse d'Al, par rapport à la zéolithe mère MFI, MEL, FER, MOR et la clinoptilolite, ont été extraits et éliminés de la zéolithe par lixiviation. Ensuite, la zéolithe est soit séparée de la solution de lavage, soit séchée sans séparation de la solution de lavage. Ladite séparation est avantageusement réalisée par filtration. Puis la zéolithe est calcinée, à titre d'exemple, à 400 °C pendant 2 heures à 10 heures. La teneur résiduelle en P est ajustée par la concentration en P dans la solution acide aqueuse contenant la source de P, les conditions de séchage et une procédure de lavage s'il y en a. Une étape de séchage peut être envisagée entre les étapes de filtration et de lavage. Le catalyseur constitué d'une zéolite modifiée au phosphore peut être la zéolite modifiée au phosphore elle-même ou il peut s'agir de la zéolite modifiée au phosphore formulée dans un catalyseur en se combinant avec d'autres matériaux qui fournissent une dureté ou une activité catalytique supplémentaire au produit catalyseur fini. Selon un second mode de réalisation, le catalyseur du procédé est un catalyseur composite fabriqué par un procédé comprenant les étapes suivantes : a) Sélection d'un tamis moléculaire dans la liste telle que définie précédemment b) Mettre en contact le tamis moléculaire avec un silicate métallique comprenant au moins un métal alcalino-terreux, de sorte que le composite comprenne au moins 0,1 % en masse de silicate. Le tamis moléculaire est de préférence mis en contact avec le silicate métallique par l'une des deux méthodes suivantes : - Lors de l'étape de formulation du catalyseur par mélange mécanique du tamis moléculaire avec le silicate métallique formant un précurseur à utiliser dans l'étape de formulation ; - Mélange physique du tamis moléculaire préalablement formulé et du silicate métallique préalablement formulé in situ dans le milieu réactionnel destiné à la mise en œuvre de la conversion. Ledit tamis moléculaire et/ou ledit catalyseur composite contenant le tamis moléculaire et le silicate métallique peuvent être post-traités par des calcinations, des réductions ou traitement hydrothermal à la vapeur. Dans le cas de l'utilisation de zéolithes comme composants de tamis moléculaires, le phosphore peut être introduit avant, simultanément ou après le mélange avec le silicate métallique. Dans un mode de réalisation particulier de l'invention, le tamis moléculaire peut être modifié soit avant soit après l'introduction du silicate métallique. De préférence, le tamis moléculaire a subi une certaine forme de modification avant l'introduction du silicate métallique. Par modification, on entend ici que le tamis moléculaire peut avoir subi un traitement thermique à la vapeur, une lixiviation (par exemple une lixiviation acide), un lavage, un séchage, une calcination, une imprégnation ou une certaine forme d'échange d'ions. Cela signifie qu'au moins une partie des cations initialement compris dans la structure cristalline peut être remplacée par une large variété d'autres cations selon des techniques bien connues dans l'art. Les cations de remplacement peuvent être de l'hydrogène, de l'ammonium ou d'autres cations métalliques, y compris des mélanges de tels cations. Le tamis moléculaire sélectionné est ensuite formulé en un catalyseur composite pour comprendre au moins 10 % en masse d'un tamis moléculaire tel que décrit ici et au moins un silicate métallique comprenant au moins un métal alcalino-terreux, de sorte que le composite comprenne au moins 0,1 % en masse de silicate. Au moins un des silicates métalliques compris dans le catalyseur composite comprend au moins un métal alcalino-terreux, de préférence Ca. Les silicates métalliques sont insolubles dans l'eau et les ions de métaux alcalino-terreux, en particulier le calcium, sont polyvalents et possèdent un grand rayon à l'état hydraté. Ainsi, sans vouloir être lié par la théorie, on pense que la réaction d'échange d'ions avec le tamis moléculaire se produit très lentement, car l'ion de métal alcalino-terreux doit perdre beaucoup de ses molécules d'eau fortement coordonnées pour pénétrer dans les micropores du tamis. De ce fait, les ions alcalino-terreux n'exposent que les sites acides situés sur la surface externe du tamis moléculaire, augmentant ainsi la sélectivité du catalyseur. De plus, sans vouloir être lié par la théorie, on pense que la présence d'anions silicate améliore encore les propriétés catalytiques du catalyseur composite. Les anions silicate, par exemple, peuvent fournir des atomes de silicium pour réparer les défauts du tamis moléculaire. Ceci peut ainsi conduire à une stabilisation supplémentaire du catalyseur dans des conditions hydrothermiques sévères. En conséquence, le silicate métallique agit comme un promoteur de catalyseur. Le silicate métallique peut comprendre plus d'un métal alcalino-terreux choisi parmi Ca, Mg, Sr et Ba. Les silicates métalliques peuvent également comprendre d'autres métaux choisis parmi un ou plusieurs des suivants : Ga, Al, Ce, In, Cs, Sc, Sn, Li, Zn, Co, Mo, Mn, Ni, Fe, Cu, Cr, Ti et V. De préférence, l'autre métal est choisi parmi un ou plusieurs parmi Al, Mg, Ce, Co et Zn ou leurs mélanges. Ces silicates bi-, tri- ou polymétalliques peuvent être synthétisés selon toute méthode connue dans l'art. Cela peut être par exemple par échange d'ions en solution ou à l'état solide (Labhsetwar et al., Reactivity of Solides, vol.7, numéro 3, 1989, 225-233). L'anion silicate peut être présent sous n'importe quelle forme dans le silicate métallique solide. Des exemples comprennent SiO ₃ ^2- , SiO4 ^4- , Si ₂ O ₇ ^6- , Si ₃ O ₁₀ ^8- et similaires. Le promoteur de catalyseur préféré est un silicate de calcium avec une structure poreuse très ouverte et accessible. Un promoteur de catalyseur encore plus préféré comprend un silicate de calcium hydraté cristallin synthétique ayant une composition chimique de Ca ₆ Si ₆ O ₁₇ (OH) ₂ qui correspond à la xonotlite minérale connue (ayant une formule moléculaire 6CaO.6SiO2.H2O ) Généralement, un silicate de calcium hydraté synthétique est synthétisé par voie hydrothermale sous pression autogène. Un silicate de calcium hydraté synthétique particulièrement préféré est disponible dans le commerce auprès de la société Promat de Ratingen en Allemagne sous la marque Promaxon. D'autres exemples de silicates métalliques comprenant des métaux alcalino-terreux comprennent CaAI2Si2O8, Ca2AI2SiO7, CaMg(Si2O6)x ainsi que leurs mélanges. Avant le mélange avec le tamis moléculaire, lesdits composés de silicate métallique peuvent être modifiés par calcination, traitement à la vapeur, échange d'ions, imprégnation ou phosphatation. Lesdits silicates métalliques peuvent être un composé individuel ou peuvent faire partie de composés mixtes. Le silicate métallique peut être mis en contact avec le tamis moléculaire par une étape de formulation simultanée d'un mélange du silicate métallique avec le tamis moléculaire ou un mélange in situ de matériaux formulés séparément dans le milieu réactionnel avant la mise en œuvre de la conversion. Ledit contact peut être réalisé par mélange mécanique du tamis moléculaire avec le silicate métallique comprenant un métal alcalino-terreux. Ceci peut être réalisé par n'importe quel procédé de mélange connu. Le mélange peut durer pendant une période de temps allant de 1 minute jusqu'à 24 heures, de préférence de 1 minute à 10 heures. S'il n'est pas effectué dans le réacteur de conversion in situ, il peut être effectué dans un mélangeur discontinu ou dans un procédé continu, tel que dans une extrudeuse, par exemple une extrudeuse à vis simple ou double à une température de 20°C à 300°C sous vide ou sous haute pression. Ledit contact peut être réalisé en milieu aqueux ou non aqueux. Préalablement à l'étape de formulation, d'autres composés facilitant la formulation peuvent être ajoutés, comme des agents épaississants ou des polyélectrolytes améliorant les propriétés de cohésion, de dispersion et d'écoulement du précurseur. En cas de séchage par goutte d'huile ou par atomisation, un liquide plutôt liquide (teneur élevée en eau) est préparé. Dans un autre mode de réalisation, la mise en contact est réalisée en présence de composés contenant du phosphore. Dans un mode de réalisation particulier, la mise en contact est réalisée en milieu aqueux à pH inférieur à 5, plus préférentiellement inférieur à 3. Selon un troisième mode de réalisation, le catalyseur du procédé est un tamis moléculaire modifié par du phosphore (P) et par un métal alcalino-terreux ou de terre rare (M) (tamis moléculaire modifié MP) fabriqué par un procédé comprenant les étapes suivantes : a) sélectionner au moins un tamis moléculaire choisi parmi - un tamis moléculaire modifié au P qui contient au moins 0,3 % en masse de P - un tamis moléculaire modifié par du P avant ou pendant l'étape b) introduisant au moins 0,3% en masse de P b) la mise en contact dudit tamis moléculaire avec un composé contenant un métal alcalino-terreux ou de terre rare (composé contenant M) pour introduire au moins 0,05 % en masse du métal alcalino-terreux ou de terre rare M. Eventuellement, la mise en contact du tamis moléculaire avec le composé contenant P et le composé contenant M peut être effectuée simultanément. L’introduction du métal alcalino-terreux ou de terre rare (M) est réalisée en mettant en contact le tamis moléculaire avec une solution d'un ou plusieurs composés contenant M. Ladite solution peut contenir une concentration plus élevée de métal alcalino-terreux ou de terre rare que celle trouvée dans le tamis moléculaire modifié MP final. Le tamis moléculaire est sélectionné dans la liste décrite précédemment. Avant la modification P et/ou la modification par un métal alcalino-terreux ou un métal de terre rare (modification M), le tamis moléculaire peut subir d'autres traitements, y compris le traitement thermique à la vapeur, la lixiviation (par exemple, la lixiviation acide), le lavage, le séchage, la calcination, l'imprégnation ou d’échange d’ions. En complément ou en variante, ces étapes peuvent également être réalisées pendant ou après la P- modification. Par étapes d'échange d'ions, on entend ici qu'au moins une partie des cations initialement compris dans la structure cristalline sont remplacés par une large variété d'autres cations selon des techniques bien connues dans l'art. Les cations de remplacement peuvent être de l'hydrogène, de l'ammonium ou d'autres cations métalliques, y compris des mélanges de tels cations. La modification des tamis moléculaires avec du phosphore est connue en soi. Cette modification est réalisée en traitant des tamis moléculaires avec des composés P en milieu aqueux ou non aqueux, par dépôt chimique en phase vapeur de composés P organiques ou par imprégnation. Le catalyseur peut être pré-formulé avec ou sans liant. Les composés P préférés utilisés typiquement à cette fin peuvent être choisis dans le groupe de l'acide phosphorique, NH4H2PO4 ou (NH4)2HPO4. Le composé contenant M peut être choisi parmi les composés organiques, les sels, les hydroxydes et les oxydes. Ces composés peuvent également contenir du phosphore. Il est essentiel que ces composés soient présents sous forme solubilisée, avant de les mettre en contact avec le tamis moléculaire ou en formant une solution au contact du tamis moléculaire. Le rapport molaire final M/P dans le tamis moléculaire MP est de préférence inférieur à 1. Selon un mode de réalisation de l'invention particulier, le tamis moléculaire peut être modifié par du phosphore selon le procédé comprenant les étapes suivantes, dans l'ordre indiqué : - traitement thermique à la vapeur d’eau du tamis moléculaire à une température allant de 400 °C à 870 °C pendant 0,01 h -200 h ; - lixiviation avec une solution aqueuse acide contenant la source de P dans des conditions efficaces pour éliminer une partie substantielle d'Al du tamis moléculaire et pour introduire au moins 0,3 % de phosphore en masse du tamis moléculaire ; une modification supplémentaire peut alors être effectuée selon les étapes suivantes, dans l'ordre indiqué : - séparation du solide du liquide ; - une étape de lavage optionnelle ou une étape de séchage optionnelle ou une étape de séchage optionnelle suivie d'une étape de lavage ; - une étape de calcination. De préférence, la séparation, les étapes facultatives de lavage et de séchage et la calcination sont effectuées après l'introduction du composé contenant M dans le tamis moléculaire. Le métal M peut être tout métal alcalino-terreux ou terre rare. De préférence, le métal alcalino-terreux est Ca. Cependant, il est également possible d'utiliser Mg, Sr et Ba. Les métaux de terres rares possibles comprennent La et Ce. Avantageusement, la teneur finale en P du tamis moléculaire est d'au moins 0,3 % en masse et de préférence entre 0,3 % en masse et 7 % en masse. Avantageusement au moins 10% en masse d'Al ont été extraits et éliminés du tamis moléculaire par la lixiviation. La teneur en P résiduel est ajustée par la concentration en P dans la solution de lixiviation, séparant les conditions lors de la séparation du solide du liquide et/ou de la procédure de lavage facultative au cours de laquelle l'imprégnation et/ou l'adsorption peuvent également avoir lieu. Une étape de séchage peut être envisagée entre les étapes de séparation et/ou de lavage. Le tamis moléculaire est ensuite soit séparé de la solution de lavage, soit séché sans séparation de la solution de lavage. Ladite séparation est avantageusement réalisée par filtration. Puis le tamis moléculaire est calciné, à titre d'exemple, à 400 °C pendant 2 heures à 10 heures. La modification M du tamis moléculaire est réalisée soit sur un tamis moléculaire déjà modifié P, soit pendant/après le processus de modification P. La modification du P peut être réalisée comme décrit ci-dessus dans lequel le tamis est désaluminé par traitement thermique à la vapeur, puis lixivié avec une solution acide contenant du P. Dans ce cas, avantageusement, le traitement du tamis moléculaire avec la solution contenant M est effectué après l'étape de lixiviation ou de lavage, c'est-à-dire après que le composé phosphoreux a été ajouté et que la modification P a eu lieu et avant l'étape de séparation. Cependant, l'introduction de M dans le tamis moléculaire peut également être envisagée : - lors de l'étape de lixiviation ; - avant l'étape de lavage mais après lixiviation et séchage ; - sur tamis moléculaires calcinés mis en contact avec P ; - sur tamis moléculaire qui n'a pas été lixivié pour introduire P mais qui a été mis en contact avec P lors de l'étape de lavage. L’introduction de M sur les tamis moléculaires peut être réalisée soit par imprégnation, soit par adsorption à partir d'une solution aqueuse de composés contenant M. L'introduction du composé contenant M peut se faire à des températures allant de la température ambiante jusqu'au point d'ébullition de la solution. La concentration du composé contenant M dans la solution est d'au moins 0,05-M, de préférence entre 0,05 et 1,0 M. La quantité de métal alcalino-terreux ou de terre rare (M) dans les tamis moléculaires MP peut varier d'au moins 0,05 % en masse, de préférence de 0,05 % en masse à 7 % en masse, mieux encore de 0,1 % en masse à 4 % en masse. Avant la formulation du catalyseur composite, le tamis moléculaire peut subir d'autres traitements comprenant des étapes de traitement à la vapeur, de lixiviation (par exemple lixiviation à l'acide), de lavage, de séchage, de calcination, d'imprégnation et d'échange d'ions. En complément ou en variante, ces étapes peuvent également être réalisées après formulation du composite catalytique. Le métal alcalino-terreux ou de terre rare M est de préférence choisi parmi un ou plusieurs parmi : Mg, Ca, Sr, Ba, La, Ce. Plus préférentiellement, M est un métal alcalino- terreux. Plus préférablement, M est Ca. Particulièrement dans le cas d'une modification P par vaporisation et lixiviation, M peut être un métal des terres rares tel que La et Ce. Le composé contenant M est de préférence sous la forme d'un composé organique, d'un sel, d'un hydroxyde ou d'un oxyde. Le composé est de préférence sous une forme solubilisée lors de sa mise en contact avec le tamis moléculaire. Alternativement, la solution du composé contenant M peut être formée après mise en contact du tamis moléculaire avec ledit composé. Les composés possibles contenant M comprennent les composés de métal M tels que le sulfate, le formiate, le nitrate, l'acétate de métal M, les halogénures, les oxyhalogénures, les borates, le carbonate, l'hydroxyde, l'oxyde et leurs mélanges. Ceux-ci peuvent être par exemple, sulfate de calcium, formiate, nitrate, acétate, halogénures, oxyhalogénures, borates, carbonate, hydroxyde, oxyde et leurs mélanges. Le composé contenant M peut également comprendre d'autres métaux choisis parmi un ou plusieurs parmi Mg, Sr, Ba, Ga, Al, Ce, In, Cs, Sc, Sn, Li, Zn, Co, Mo, Mn, Ni, Fe, Cu, Cr, Ti et V. Les composés contenant M peuvent également comprendre en outre du phosphore. Ces composés contenant M, qui sont peu solubles dans l'eau, peuvent être dissous pour former une solution bien solubilisée en chauffant et/ou en modifiant le pH de la solution par addition d'acide phosphorique, acétique ou nitrique ou d'acide ammonium correspondant. les sels desdits acides. La concentration du composé contenant M est d'au moins 0,05 M. Les métaux alcalino-terreux et de terres rares M, notamment Ca, possèdent un grand rayon de sphère d'hydratation à l'état hydraté. Ainsi, sans vouloir être lié par la théorie, on pense que la réaction d'échange d'ions avec les sites acides situés à l'intérieur des structures microporeuses du tamis moléculaire se produit très lentement. De ce fait, le métal M choisi n'expose que les sites acides situés sur la surface externe du tamis moléculaire, augmentant ainsi la sélectivité du catalyseur. Dans le cas des tamis moléculaires P-modifiés, la modification M conduit à la formation de M-AI-phosphates mixtes sur la surface externe. Compte tenu du fait que le phosphore est plus fortement lié à l'alcalino-terreux ou à la terre rare M qu'à Al, cette modification conduit à une stabilisation du phosphore sur la surface externe du tamis moléculaire là où le phosphore est le plus labile. Cependant, il est essentiel que tous les atomes M situés sur la surface externe soient saturés de phosphore. Ceci peut être garanti en présence d'un excès de phosphore et par la présence de M sous forme de solution, qui sert par exemple à laver l'excès de phosphore en évitant un colmatage de l'entrée des micropores. Avant, après ou simultanément à l'étape de formulation pour former le composite, d'autres composants peuvent éventuellement être mélangés avec le tamis moléculaire modifié MP ou non. Dans un mode de réalisation particulier, le tamis moléculaire modifié MP ou non peut être combiné avec d'autres matériaux qui confèrent une dureté ou une activité catalytique supplémentaire au produit catalytique fini. Les matériaux, qui peuvent être mélangés avec le tamis moléculaire, peuvent être divers matériaux de matrice inertes ou catalytiquement actifs et/ou divers matériaux liants. De tels matériaux comprennent des argiles, du quartz, de l’alumine ou sol d’alumine, de la silice ou sol de silice et/ou des oxydes métalliques tels que l’oxyde de titane, de zircone, et leurs mélanges. Dans un mode de réalisation, certains matériaux liants peuvent également servir de diluants afin de contrôler le taux de conversion de l'alimentation en produits et par conséquent d'améliorer la sélectivité. Selon un mode de réalisation, les liants améliorent également l'attrition du catalyseur dans des conditions opératoires industrielles. Des argiles naturelles, utilisables comme liant, sont par exemple des argiles de la famille des kaolins ou de la famille des montmorillonites. De telles argiles peuvent être utilisées à l'état brut telles qu'elles sont extraites ou elles peuvent être soumises à divers traitements avant utilisation, tels que la calcination, le traitement acide ou la modification chimique. En plus de ce qui précède, d'autres matériaux qui peuvent être inclus dans le catalyseur composite de l'invention comprennent diverses formes de métaux dont les métaux de terres rares ou alcalino- terreux, les phosphates (par exemple des phosphates métalliques, où le métal est choisi parmi un ou plusieurs de Ca, Ga, Al, Ca, Ce, In, Cs, Sr, Mg, Ba, Sc, Sn, Li, Zn, Co, Mo, Mn, Ni, Fe, Cu, Cr, Ti et V). Des exemples de phosphates possibles comprennent le phosphate de calcium amorphe, le phosphate monocalcique, le phosphate dicalcique, le phosphate dicalcique déshydraté, le phosphate α- ou β-tricalcique, le phosphate octacalcique, l'hydroxyapatite, etc. zircone, silice-thorine, silice-béryllium, silice-titane, calcium-alumine. Des exemples de compositions de liants ternaires comprennent par exemple calcium-silice- alumine ou silice-alumine-zircone. Ces composants sont efficaces pour augmenter la densité du catalyseur et augmenter la résistance du catalyseur formulé. Le catalyseur utilisable dans les réacteurs à lit fluidisé a une forme sensiblement sphérique, formé généralement par atomisation. Généralement dans le cas d’utilisation d’un lit fluidisé comme réacteur, la taille des particules de catalyseur peut varier d'environ 20 µm à 500 μm, plus préférablement de 30 µm à 100 μm. La taille des cristaux du tamis moléculaire contenu dans le catalyseur composite, est de préférence inférieure à environ 10 μm, plus préférablement inférieure à environ 5 μm et de manière préférée entre toutes inférieure à environ 2 μm. Selon un autre mode de réalisation, des tamis moléculaires non modifiés ont d'abord été formulés avec un liant et des matériaux de matrice puis modifiés avec des silicates de phosphore et de métal alcalino-terreux. Selon un autre mode de réalisation particulier, les tamis moléculaires ont éventuellement été désaluminés puis modifiés par du phosphore lors de l'étape de formulation. L'introduction du silicate de métal alcalino-terreux peut être réalisée lors de l'étape de formulation ou sur le solide formulé. Selon un mode de réalisation préféré, les tamis moléculaires ont d'abord été éventuellement désaluminés et modifiés avec du phosphore puis formulés. L'introduction du métal est réalisée simultanément à l'étape de modification du phosphore et/ou sur le catalyseur déjà formulé. Après formulation, le catalyseur composite peut subir d'autres traitements comprenant d'autres étapes de traitement à la vapeur, de lixiviation, de lavage, de séchage, de calcination, d'imprégnation et d'échange d'ions. Si le tamis moléculaire n'a pas été modifié au phosphore préalablement à l'étape de formulation du mélange c'est-à-dire l'étape d'introduction du silicate métallique dans le tamis moléculaire, celle-ci peut être réalisée après une telle étape. Selon une particularité de ce mode de réalisation, le tamis moléculaire est une zéolite modifiée au phosphore (P-modifiée). Ladite zéolithe modifiée au phosphore (modifiée en P) a déjà été décrite ci-dessus. Selon un autre mode de réalisation, le tamis moléculaire non modifié a d'abord été formulé avec un liant et un matériau de matrice puis modifié avec du phosphore et des métaux. Selon un mode de réalisation particulier, les tamis moléculaires ont éventuellement été désaluminés puis modifiés au phosphore lors de l'étape de formulation. L'introduction du métal peut être réalisée lors de l'étape de formulation ou sur le solide formulé. Selon un mode de réalisation préféré, le tamis moléculaire a d'abord éventuellement été désaluminé et modifié avec du phosphore puis formulé. L'introduction du métal est réalisée simultanément avec une étape de modification au phosphore ou/et sur catalyseur formulé. Le catalyseur final contenant une zéolithe modifiée par du phosphore présente avantageusement une signature en RMN 27Al, comprise entre 35 ppm et 45 ppm, caractéristique de la présence d’une structure ALPO. La teneur massique de ladite structure AlPO4 dans le catalyseur peut aller jusqu'à 99 % en masse et se situe avantageusement entre 10 % à 98 % en masse. La présence de cette structure ALPO se caractérise par la méthode suivante, illustrée par la figure 9. La mesure est effectuée par RMN à l'état solide par rotation à l’angle magique (MAS) réalisée sur le spectromètre Bruker Avance 500, avec une sonde MAS en zircone de 4 mm à une vitesse de rotation de 15 kHz. Afin d'obtenir des spectres MAS quantitatifs, une excitation à impulsion unique a été appliquée en utilisant une longueur d'impulsion courte de 0,6 μsec. Chaque spectre résulte de 5000 balayages séparés par un délai de 0,5 seconde. Les déplacements chimiques des spectres 27Al ont été référencés par rapport à la solution AlCl3 (0,1M, (0 ppm)). Dans le cas où il y a seulement une source d'aluminium zéolitique dans le catalyseur, le contenu de la phase AlPO4 est estimé directement par un rapport de surface du signal à 35 ppm -45 ppm (centrée à 39 ppm sur la figure 9) dans le 27Al MAS par rapport à une surface totale du spectre entre -50 ppm et 100 ppm. Dans le cas où le liant contient de l'aluminium et du phosphore, la teneur de la phase AlPO4 dans la zéolithe est estimée par un rapport de surface du signal à 35 ppm-45 ppm dans le 27Al MAS par rapport à la surface totale du spectre entre -50 ppm et 100 ppm après la soustraction des intensités de signal des liants. Pour améliorer la sélectivité vers la formation d’aromatiques, les catalyseurs tels que décrits précédemment peuvent encore être modifiés par ajout d’un ou plusieurs métaux sélectionnés parmi les métaux du groupe IIB (par exemple Zn) , IIIB (par exemple Ga), les métaux de transition du groupe VIIIB (par exemple Fe et/ou Ni et/ou Pt), du groupe VIB (par exemple Mo), du groupe IB (par exemple Cu et/ou l’Ag) ou encore du groupe des lanthanides (par exemple La). L’introduction du ou des métaux peut se faire à l’aide des différentes méthodes connues par l’homme du métier, comme par exemple sans être limitatif, l’échange ionique, l’imprégnation à sec ou à l’équilibre, le greffage, le dépôt chimique en phase vapeur (CVD). L’introduction du ou des métaux se fait à partir d’une ou plusieurs solutions contenant les métaux sous forme de sels. Les sels de métaux sont préalablement dissous dans la solution de traitement ; le contre-ion des métaux sont choisis pami les sulfates, les nitrates, les carbonates, les hydroxides, les phosphates, les carboxylates (formate, acétate, propionate par exemple), les dicarboxylates (oxalate, malonate, succinate par exemple). Après introduction du ou des métaux, différents traitements peuvent être appliqués, y compris le séchage, la calcination, le traitement thermique à la vapeur. La teneur en métal est généralement comprise entre 0% en masse et 5% en masse, préférentiellement entre 0% en masse et 2.5% en masse. Le métal sélectionné peut être typiquement du Ga ³⁺ ou du Zn ²⁺ , en présence/absence d’autres métaux tels que le Pt. La modification du catalyseur susmentionné peut aussi se faire par ajout de B, à hauteur de 0,1% en masse à 5% en masse, préférentiellement de 0,1 en masse à 1% en masse, plus préférentiellement de 0,1% en masse à 0,5% en masse, en présence ou l’absence des autres métaux susmentionnés. Dans un autre mode de réalisation, le procédé de conversion des oxygénés est conduit sur un catalyseur comprenant une zéolite avec des pores à 10 atomes d’oxygène (10-MR) ou plus, modifiée par ajout de B soit avant, après ou simultanément à l'étape de formulation du catalyseur final. De façon préférentielle, le catalyseur peut-être par exemple une ZSM-5 modifiée par du B. La teneur en B dans le catalyseur final est comprise entre 0,1% en masse et 5% en masse, préférentiellement entre 0,1 % en masse et 1% en masse, plus préférentiellement entre 0,1 % en masse et 0,5% en masse. Avantageusement, la zéolithe contenue dans le catalyseur final présente un rapport atomique Si/AI, mesuré par analyse chimique (par exemple par RMN), tenant compte uniquement des Al qui font partie de la structure de réseau du tamis moléculaire compris entre 4 et 500, préférentiellement entre 5 et 200, ou plus préférentiellement entre 12 et 150. En ce qui concerne l’étage de conversion dans lequel l’étape (a) de conversion est mise en œuvre, le flux d’alcool en C1-C6, est mis en contact avec le catalyseur décrit ci- dessus dans une zone de réaction d'au moins un réacteur dans des conditions opératoires pour produire le mélange contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau tel que défini plus haut. Dans cette étape (a), convertissant des alcools, le mélange peut généralement être produit dans une gamme de températures de 300°C à 600°C, notamment entre 330°C et 550°C, en particulier entre 350°C et 500°C ou entre 410°C et 580°C. La pression peut également varier sur une large plage. Les pressions préférées sont dans la plage d'environ 100 kPa à environ 5 MPa, la plage la plus préférée étant d'environ 150 kPa à environ 1,0 MPa. Les pressions précédentes se réfèrent à la pression partielle des composés organiques contenant de l'oxygène. L’étape (a) de conversion peut être conduite dans une seule zone réactionnelle ou dans plusieurs zones réactionnelles disposées en série ou en parallèle. Après un certain temps de fonctionnement, le catalyseur doit être régénéré. En particulier, plusieurs réacteurs peuvent être utilisés pour que l'exothermicité de la réaction soit contrôlée de manière à éviter des températures excessives. De préférence, la différence maximale de températures au sein d'un même réacteur ne dépassera pas 100°C et de préférence 75°C. Le ou les réacteurs peuvent être du type isothermique ou adiabatique à lit fluidisé. La réaction de conversion peut aussi être réalisée en continu dans une configuration comprenant un lit fluidisé qui forme une zone de réaction où se passe la réaction et un lit fluidisé qui forme une zone de régénération où se passe la régénération (par exemple par combustion contrôlée en présence d’oxygène) ou des lits fluidisés montés en série, dans lesquelles la matière première passe d’un lit à l’autre avec un refroidissement entre eux et dans lesquelles le catalyseur est mobile et circule entre le réacteur et la zone de régénération du catalyseur. Les lits fluidisés offrent des avantages significatifs lorsque les réactions sont en particulier hautement exothermiques. Une fois que les solides du lit sont fluidisés, les solides à l'intérieur du lit se comportent comme un liquide. La taille, la forme, la formation, la vitesse d'ascension et la coalescence des bulles de gaz dans les lits fluidisés présentent une similitude quantitative avec celles des bulles de gaz dans les liquides. Le comportement semblable à celui d'un liquide d'un lit fluidisé permet donc de manipuler les solides comme un fluide, et fournir et/ou extraire du solide devient donc possible. Le mélangeage rigoureux dans un lit fluidisé permet d'obtenir une température uniforme, même pour des réactions hautement exothermiques, et permet donc un contrôle plus souple du réacteur. Le mélangeage rigoureux améliore également le contact entre les solides et les fluides, et améliore le transfert de chaleur et de masse. Il existe de nombreuses variantes de lits fluidisés, qui sont par exemple décrites dans les manuels techniques disponibles (par exemple, Handbook of fluidization and fluid- particle system, Taylor&Francis Group LLC, 2003). Les phénomènes de fluidisation des systèmes gaz-solides dépendent beaucoup des types de poudres employés. Il existe plusieurs classifications, toutes basées sur les travaux originaux de Geldart. De nombreux catalyseurs, utilisés dans les systèmes à lit fluidisé, sont des particules du groupe A, caractérisées par une expansion de phase dense après la fluidisation minimale et avant le début du bullage. Les bulles de gaz apparaissent à la vitesse minimale de bullage. Les régimes de fluidisation peuvent être classés en deux grandes catégories : fluidisation en mode particulaire (lisse) et en mode agrégative (bouillonnante). Dans la fluidisation en mode particulaire, les particules solides se dispersent généralement de manière relativement uniforme dans le milieu de fluidisation, sans bulles facilement identifiables. Ainsi, la fluidisation en mode particulaire est parfois aussi appelée fluidisation homogène. Dans la fluidisation hétérogène ou agrégative, des vides (bulles) ne contenant pas de solides sont généralement formés et sont observés dans un lit fluidisé bouillonnant ou dans un lit présentant des à coups ou « slugging ». Pour les systèmes gaz-solide, il existe plusieurs régimes de fluidisation distincts : lit fixe, fluidisation particulaire, fluidisation par bulles, fluidisation par « slugging » et fluidisation turbulente, pour chacun d'eux, des critères sont disponibles. Lorsque la vitesse de fonctionnement est supérieure à la vitesse de transport, de sorte que le recyclage des particules entraînées est nécessaire pour maintenir un lit, des régimes de fluidisation supplémentaires sont possibles. Régime particulaire : Umf ≤ U < Umb Pour les poudres du groupe A, le lit fixe se dilate de manière homogène (fluidisation particulaire) au-dessus de la vitesse minimale de fluidisation (Umf) et aucune bulle n'est observée tant que la vitesse reste inférieure à la vitesse minimale de bullage (Umb). Régime de bullage : Umb ≤ U < Ums Les bulles apparaissent lorsque la vitesse du gaz est augmentée au-delà de la vitesse minimale de bullage (Umb). Les bulles de gaz se forment au-dessus du distributeur, coalescent et grossissent. Le régime de bullage est caractérisé par la coexistence d'une phase de bulles et d'une phase dense/émulsion. La majorité du gaz de fluidisation est présente sous forme de bulles et, par conséquent, la vitesse du gaz à travers la phase dense est très faible. Régime de bouchon (ou « slugging ») : Ums ≤ U < Uc Avec de grands rapports hauteur/diamètre du lit, le lit fournit suffisamment de temps pour que les bulles coalescent en plus grosses. Lorsque les bulles atteignent approximativement la taille de la section transversale du lit, ce dernier entre dans le régime de « slugging » avec un passage périodique de grosses bulles formant des bouchons et une grande fluctuation régulière de la perte de charge du lit. La vitesse Uc correspond aux conditions de fonctionnement du lit où les bouchons atteignent leur diamètre maximal et où l'amplitude de la fluctuation de pression est la plus élevée. Transition vers le régime turbulent : Uc ≤ U < Uk Lorsque la vitesse du gaz est continuellement augmentée au-delà de cette vitesse Uc, les grosses bulles commencent à se fragmenter en bulles plus petites avec une fluctuation de pression plus faible. Cette vitesse est notée Uk, et caractérise la transition entre le régime de bullage et le régime turbulent. Régime turbulent : Uk ≤ U < Utr Jusqu'à la vitesse de transport (Utr), le lit est en régime turbulent. Les bulles ou les vides sont toujours présents, bien qu'ils soient moins distinguables dans la suspension dense. Dans ce régime, les interactions entre les vides de gaz et la phase dense/émulsion sont vigoureuses et assurent un contact gaz-solide efficace. Régime de fluidisation rapide : U > Utr Au-delà de la vitesse de transport (Utr), les particules commencent à être entraînées et le fonctionnement continu n'est plus possible sans le remplacement ou le recyclage des particules entraînées et transportées. Les lits fluidisés rapides sont typiquement caractérisés par une région de phase dense en bas, proche du distributeur, coexistant avec une région de phase diluée en haut. La vitesse des particules augmente avec l'élévation dans le lit et donc la densité du lit diminue. Transport pneumatique : U >> Utr Toutes les particules introduites au fond du lit fluidisé sont transportées en phase diluée avec une concentration variant le long de la hauteur du lit. Un exemple typique de zone de réaction est le lit fluidisé à colonne montante utilisé dans les applications de craquage catalytique fluidique (FCC en anglais). Les colonnes montantes (ou « riser ») sont des tuyaux verticaux avec un rapport hauteur/diamètre élevé (>10) et la colonne montante idéale se rapproche des conditions d'écoulement en bouchon, de telle sorte que le catalyseur et la phase fluide traversent le riser avec un minimum de remélange. Dans un réacteur à lit fluidisé de transport (à fluidisation rapide ou à transport pneumatique), il peut se produire un écoulement noyau-annulaire dans lequel un noyau dilué à grande vitesse est entouré d'un anneau plus dense et plus lent. Lorsque les flux de masse en circulation sont faibles, les solides dans l'anneau s'écoulent vers le bas au niveau de la paroi. Lorsque les flux de masse circulants sont élevés, les solides dans l'anneau s'écoulent vers le haut le long de la paroi. Ce phénomène d'écoulement non uniforme entraîne un contact gaz-solide inefficace et une performance non optimale du catalyseur, et un important remélangeage du gaz et des solides se produira, en particulier lorsqu'il y a un écoulement descendant dans la région de la paroi. Pour une fluidisation rapide, les internes sont utilisés pour redistribuer la structure de l'écoulement gaz-solide axial et radial, c'est-à-dire pour améliorer l'uniformité de la structure de l'écoulement gaz-solide dans l'espace et donc favoriser l'échange gaz-solide radial. Les réacteurs fluidisés de transport nécessitent la recirculation des particules de catalyseur vers le fond du réacteur. Ceci offre la possibilité de contrôler la densité du catalyseur dans le lit fluidisé en faisant recirculer plus ou moins de catalyseur. Au fond du lit fluidisé, le fluide d'alimentation est réparti de manière homogène sur la section transversale de la cuve du réacteur. Au sommet de la zone de réaction, les vapeurs de réaction sont séparées du catalyseur entraîné au moyen de déflecteurs, d'une zone de désengagement et de cyclones. Le catalyseur est recueilli, débarrassé des hydrocarbures restants et est avantageusement renvoyé au fond de la zone à lit fluidisé par des collecteurs verticaux (« standpipe ») et des vannes. Pour la réaction exothermique comme la conversion réalisée à l’étape (a), il est préférable d'avoir une température homogène à travers le lit catalytique (radialement et axialement) afin d'éviter les points chauds et de contrôler correctement la réaction catalytique. Ceci peut être accompli par une recirculation rapide et éventuellement un re- mélangeage du catalyseur dans la cuve du réacteur. Les moyens de contrôler la température moyenne de la réaction consistent à introduire la charge dans la zone de réaction à une température inférieure à la température moyenne du lit et/ou à évacuer la chaleur du lit de catalyseur par échange de chaleur. Cet échange de chaleur peut être réalisé par des tubes d'échange de chaleur internes à travers lesquels un milieu de refroidissement circule et retire la chaleur de la cuve du réacteur ou par un échange de chaleur externe en faisant circuler le catalyseur chaud, collecté au sommet du réacteur, autour des tubes de l'échangeur de chaleur et en faisant recirculer le catalyseur refroidi dans la cuve du réacteur. En ce qui concerne la régénération du catalyseur, le réacteur de conversion des alcools en C1 à C6 comporte également une zone de régénération (ou régénérateur) dont l'objectif principal est d'éliminer les dépôts de coke sur le catalyseur par combustion avec de l'oxygène. Les régénérateurs sont des systèmes à lit fluidisé rapide. Généralement, le régénérateur comprend un lit de catalyseur dense au fond de la cuve et un lit plus dilué près du sommet de la cuve. Il existe deux types de régénérateurs, qui fonctionnent soit en mode de combustion partielle, soit en mode de combustion totale. En mode de combustion partielle, une quantité d'air inférieure à la quantité stœchiométrique est fournie au régénérateur. La plupart du carbone est transformé en monoxyde de carbone et une partie seulement en dioxyde de carbone. Idéalement, tout l'oxygène est consommé et aucun oxygène n’est présent dans les gaz de combustion. Le rapport CO/CO2 dans les gaz de combustion est généralement compris entre 0,5 et 2,0. En mode de combustion totale, un excès d'air est fourni au régénérateur. Idéalement, tout le carbone contenu dans le coke est transformé en dioxyde de carbone, et aucun monoxyde de carbone n’est présent dans les gaz de combustion. La teneur en oxygène résiduel dans les gaz de combustion est comprise entre 1,0 % en volume et 3,0 % en volume sur une base sèche. Les régénérateurs à combustion partielle présentent plusieurs avantages par rapport aux régénérateurs à combustion totale, notamment lorsque le catalyseur est sensible aux températures élevées et à l'environnement de vapeur : (i) il est possible de brûler davantage de coke pour un débit d'air donné, car la quantité d'air requise est inférieure à la quantité stœchiométrique, et (ii) la chaleur de combustion libérée est moindre, ce qui permet un contrôle modéré de la température et une meilleure préservation de l'activité catalytique en présence de la vapeur produite par la combustion de l'hydrogène. Un inconvénient potentiel du régénérateur à combustion partielle est la quantité plus élevée de coke restant sur le catalyseur régénéré. Dans le cas de la régénération par combustion totale, le carbone restant sur le catalyseur est faible et la restauration de l'activité catalytique est plus élevée. L'inconvénient potentiel des régénérateurs à combustion totale est un dégagement de chaleur plus important dû à la réaction de combustion totale et donc une perte d'activité catalytique plus irréversible. L'utilisation d'une régénération en deux étapes peut réduire la désactivation du catalyseur. Dans la régénération en deux étapes, la première étape fonctionne à une température modérée pour brûler principalement l'hydrogène, présent dans le coke, qui a une vitesse de réaction plus élevée, ainsi qu'une partie du carbone. Dans la deuxième étape, en utilisant un excès d'air, le carbone restant est brûlé à une température plus élevée en dioxyde de carbone et grâce à l'absence de vapeur d'eau dans le régénérateur de deuxième étape, la désactivation du catalyseur à haute température peut être minimisée. L’utilisation de lits fluidisés permet de contrôler très précisément l’exothermicité de la réaction tout en offrant une régénération continue du catalyseur favorisant la productivité et simplifiant les opérations. Un ou plusieurs diluants peuvent être présents dans le flux d’alcool en C1 à C6 alimentant la zone de réaction, par exemple, en une quantité de 1% molaire à 95 % molaire, sur la base du nombre total de moles de tous les composants d'alimentation et de diluant introduits dans la zone de réaction. Les diluants typiques comprennent, mais sans s'y limiter, l'hélium, l'argon, l'azote, l'hydrogène, l'eau (éventuellement recyclée), les paraffines, les alcanes (en particulier le méthane, l'éthane et le propane), les composés aromatiques et leurs mélanges. Les diluants préférés sont l'eau et l'azote. L'eau peut être injectée sous forme liquide ou vapeur. L'utilisation d'un diluant peut offrir deux avantages. Le premier avantage est de réduire la pression partielle de l’alcool et donc d'améliorer la sélectivité en oléfines légères, principalement le propylène. Généralement, plus la pression partielle de l’alcool est faible, plus la sélectivité en oléfines légères est élevée et inversement plus la pression partielle est élevée, plus la sélectivité en oléfines lourdes comme les butènes et pentènes est élevée. Il existe un optimum pour le rendement en oléfines légères en fonction de la pression partielle, de la température de réaction, de la vitesse spatiale horaire de la charge et des propriétés du catalyseur. Le second avantage de l'utilisation d'un diluant est qu'il peut jouer le rôle de dissipateur thermique pour la conversion des alcools exothermique. Ainsi, plus la capacité thermique molaire spécifique est élevée, plus la chaleur peut être absorbée par les diluants. Il est préférable que les diluants puissent être facilement séparés des produits d'oléfines légères, de préférence par une simple séparation de phase. Par conséquent, un diluant préféré est l'eau. Des diluants peuvent être ajoutés à raison de 1 % en moles à 95 % en moles de la charge combinée (flux d’alcool en C1 à C6 + diluants), de préférence de 10 % en moles à 75 % en moles. Etape (b) de séparation de l’eau du mélange L’eau du mélange contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau produit à l’étape (a) de conversion est séparée du mélange à un étage de séparation de l’eau, pour former un mélange appauvri en eau. L’étape de séparation de l’eau est précédée par une étape de refroidissement de l’effluent de l’étape (a), condense l’eau ainsi que qu’une partie des hydrocarbures. La température de mise en œuvre de cette étape est généralement comprise entre 20°C et 100 °C. La séparation repose par exemple sur la différence de densité et de solubilité entre l’eau et le reste des hydrocarbures. Elle est généralement mise en œuvre dans un ballon séparateur triphasique permettant de séparer une phase aqueuse riche en eau (ci-après l’eau séparée du mélange), une phase d’hydrocarbures liquides et une phase d’hydrocarbures gazeux. Le mélange appauvri en eau contient moins de 5 % en masse, de préférence moins de 1% en masse de l’eau présente dans le mélange produit à l’étape (a). L’eau séparée du mélange contient avantageusement moins de 10% en masse d’hydrocarbures. L’eau séparée du mélange est optionnellement au moins partiellement recyclée à l’étape (a) de conversion. Comme l’étape (a) de conversion est mise en œuvre à l’aide d’au moins un lit fluidisé, l’eau recyclée est optionnellement réinjectée dans le lit fluidisé. Dans ce cas, le rapport massique d’eau recyclée au flux d’alcool en C1 à C6 dans la charge fournie à l’étape (a) de conversion est avantageusement compris entre 0 et 1, de préférence entre 0,05 et 0,5. Dans les deux cas précédents, l’eau recyclée forme un flux qui contrôle l’exothermicité de la réaction, diminue les pressions partielles en hydrocarbures et modifie l’acidité du catalyseur, ce qui améliore la sélectivité en oléfines. L’eau séparée mais non recyclée à l’étape (a) de conversion est avantageusement traitée par stripage dans une colonne de stripage pour séparer les hydrocarbures qu’elle contient dans un courant d’hydrocarbures extraits. Le courant d’hydrocarbures extraits est réinjecté à l’étape (b) de séparation. Dans le cas où l’étape (a) de conversion est mise en œuvre à l’aide d’au moins un lit fluidisé, un flux d’hydrocarbures en C4- est éventuellement ajouté dans le lit fluidisé en complément ou en substitution de l’eau recyclée. Ce flux est par exemple formé par au moins une partie d’une fraction d’hydrocarbures en C1-C2 séparée du mélange appauvri en eau qui sera décrite ci-dessous. Ce flux contrôle également l’exothermicité de la réaction. Avantageusement, le flux d’alcool en C1 à C6 est introduit à l’étape (a) de conversion à une température supérieure d’au moins 5°C au point de bulle du flux d’alcool en C1 à C6, et de préférence inférieure à la température de la réaction de conversion mise en œuvre à l’étape (a), par exemple inférieure d’au moins 50°C à la température de la réaction de conversion, avantageusement inférieure d’au moins 100°C à la température de la réaction de conversion. Le réchauffage de ce flux absorbe les calories dégagées par la conversion des alcools. Etapes optionnelles de séparation des hydrocarbures en C1-C2 et des hydrocarbures en C3 Avantageusement, le mélange appauvri en eau est introduit dans un étage de séparation comprenant au moins une colonne de distillation (désignée ci-après par dééthaniseur) pour séparer les hydrocarbures en C1-C2 (méthane, éthane, éthylène) et les autres molécules gazeuses plus légères que les C2 comme le CO, CO2 et hydrogène du reste du mélange appauvri en eau. La colonne de distillation fonctionne par exemple à une pression supérieure à 20 barg et de préférence supérieure à 30 barg. Une fraction d’hydrocarbures en C1-C2 est extraite de la tête de la colonne. Elle contient plus de 50% en masse d’hydrocarbures en C1-C2 et d’autres molécules gazeuses comme le CO, CO2 et hydrogène. La fraction d’hydrocarbures en C1-C2 contient de préférence plus de 90% en masse, notamment plus de 95% en masse des hydrocarbures en C1-C2 et des autres molécules gazeuses comme le CO, CO2 et hydrogène contenus dans le mélange appauvri en eau. La fraction d’hydrocarbures en C1-C2 est au moins en partie convoyée vers une unité de récupération de l’éthylène, par exemple au sein d’un vapocraqueur. Ainsi, l’éthylène, même produit en quantité minoritaire lors de l’étape (a) de conversion, peut être valorisé. Dans la variante dans laquelle un courant contenant du dioxyde de carbone est ajouté à l’étape (a) de conversion, le dioxyde de carbone, le monoxyde de carbone et l’hydrogène présents dans la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 sont optionnellement séparés des autres hydrocarbures, en particulier par distillation, séparation par membrane ou adsorption par pression alternée et leurs combinaisons. Ces composés sont alors avantageusement recyclés vers une étape préliminaire de synthèse d’alcools, notamment par fermentation de gaz de synthèse et par conversion catalytique du gaz de synthèse pour produire notamment du méthanol. En particulier, le méthanol ou l’éthanol ainsi produits sont alors avantageusement recyclés pour former une partie une partie du flux d’alcool en C1 à C6. Dans une variante avantageuse, notamment applicable au cas d’une étape (a) de conversion mise en œuvre à l’aide d’au moins un lit fluidisé, une partie de la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 est recyclée à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6 sous forme d’un courant de recycle. Par exemple, le rapport du débit massique de la partie de la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 recyclée à l’étape (a) de conversion au débit massique de la fraction d’hydrocarbures en C1-C2 tirée de la colonne de distillation est inférieur à 1 et est notamment compris entre 0,1 et 0,8. La fraction d’hydrocarbures en C3+ est récupérée en pied de colonne. Elle comprend plus de 90% en masse des hydrocarbures en C3+ contenus dans le mélange appauvri en eau. En base sèche, elle contient avantageusement : - moins de 5 % en masse d’hydrocarbures en C1-C2, - moins de 15 % en masse de paraffines, notamment entre 3% et 10% en masse de paraffines, - plus de 40% en masse d’oléfines en C3 à C7, notamment entre 50% et 80% d’oléfines en C3 à C7, - moins de 5% en masse d’oléfines en C8+, notamment entre 0,1% en masse et 4,0 % en masse d’oléfines en C8+ ; et/ou - plus de 6% d’aromatiques, notamment entre 6% et 20% d’aromatiques. Les oléfines en C3 à C7 contiennent généralement du propylène. La fraction d’hydrocarbures en C3+ contient notamment dans certains cas plus de 30% en masse de propylène. Dans un mode de réalisation, la fraction d’hydrocarbures en C3+ est envoyée directement à l’étape d’oligomérisation et d’alkylation. En variante, dans un mode de réalisation particulier, une étape additionnelle de séparation des hydrocarbures en C3-, en particulier du propylène, est mise en œuvre dans une deuxième colonne de distillation. Cette séparation permet la valorisation du propylène. La deuxième colonne de distillation fonctionne par exemple à une pression supérieure à 5 barg, et de préférence supérieure à 10 barg. Elle produit en tête une fraction d’hydrocarbures en C3-, contenant plus de 50% en masse de propylène, et en pied, une fraction d’hydrocarbures en C4+. La fraction d’hydrocarbures en C3- contient de préférence plus de 90% en masse, notamment plus de 95% en masse des hydrocarbures en C3- contenus dans la fraction d’hydrocarbures en C3+ issus de la première colonne de distillation. La fraction d’hydrocarbures en C4+ comprend plus de 90% en masse des hydrocarbures en C4+ contenus dans le mélange appauvri en eau. En base sèche, elle contient avantageusement : - moins de 5 % en masse d’hydrocarbures en C3-, - moins de 25 % en masse de paraffines, notamment entre 10% et 15% en masse de paraffines, - plus de 15% en masse d’oléfines en C4 à C7, notamment entre 25% et 40% d’oléfines en C4 à C7, - moins de 2% en masse d’oléfines en C8+, notamment entre 0,5% en masse et 1,0 % en masse d’oléfines en C8+ ; et/ou - plus de 6% d’aromatiques, notamment entre 7% et 20% d’aromatiques, notamment moins de 5% d’aromatiques en C9+. Etape c) d’oligomérisation d’oléfines provenant du mélange appauvri en eau et étape (d) alkylation d’aromatiques provenant du mélange appauvri en eau Dans un premier mode de réalisation l’étape (c) d’oligomérisation d’oléfines provenant du mélange appauvri en eau et l’étape (d) d’alkylation d’aromatiques provenant du mélange appauvri en eau sont réalisées conjointement dans le même réacteur ou les mêmes réacteurs d’un même étage de réaction. Avantageusement, la charge hydrocarbonée formée de la fraction d’hydrocarbures en C3+ ou de la fraction d’hydrocarbures en C4+ décrites plus haut est oligomérisée pour ses oléfines et alkylée pour ses aromatiques par mise en contact avec un catalyseur acide Par exemple, une installation à plusieurs réacteurs peut être utilisée dans laquelle l'exothermicité de la réaction peut être contrôlée de manière à éviter des températures excessives. De préférence, la différence maximale de températures au sein d'un même réacteur ne dépassera pas 100°C et de préférence 75°C. Le ou les réacteurs peuvent être du type isothermique ou adiabatique à lit fixe ou mobile. La réaction d'oligomérisation des oléfines et d’alkylation des aromatiques peut être réalisée en continu dans une configuration comprenant une série de lits fixe montés en série, dans au moins un réacteur en fonctionnement dans lesquelles la matière première passe d’un lit à l’autre avec un refroidissement entre eux et au moins un réacteur analogue monté en parallèle, qui subit une opération de régénération du catalyseur. La réaction d'oligomérisation des oléfines et d’alkylation des aromatiques peut être réalisée en continu dans une configuration comprenant une série de lits mobile montés en série, dans lesquelles la matière première passe d’un lit à l’autre avec un refroidissement entre eux et dans lesquelles le catalyseur est mobile et circule entre le réacteur et la zone de régénération du catalyseur. De préférence, les étapes précitées sont mises en œuvre conjointement au moyen d’au moins deux réacteurs successifs. Dans le cas des réacteurs en lit fixe, alternativement un seul réacteur peut contenir plusieurs lits catalytiques avec des systèmes de refroidissement entre les lits ou bien être muni d’une injection d’un flux de trempe afin de baisser la température entre les lits. Les conditions réactionnelles du premier réacteur sont choisies de manière à convertir une partie des composés oléfiniques à faible nombre de carbone (C3-C8) en oléfines intermédiaires (C8+) et l’alkylation des aromatiques par des oléfines légères. Avantageusement, le premier réacteur comprend une première zone catalytique et fonctionne à température élevée, par exemple supérieure ou égale à 200°C, et de préférence inférieure à 350°C, et une pression comprise entre 25 bar et 60 bar Le second réacteur fonctionne de préférence à des températures et pressions choisies de manière à favoriser la conversion d’une partie des composés oléfiniques à faible nombre de carbone (C3-C8) en oléfines intermédiaires (C8+) et l’alkylation des aromatiques par des oléfines légères. L'effluent du premier réacteur, comprenant les oléfines n'ayant pas réagi, les oléfines intermédiaires, des aromatiques, de l'eau et éventuellement d'autres composés tels que des paraffines et éventuellement un gaz réducteur, subit alors une oligomérisation et/ou alkylation dans ce second réacteur comprenant une deuxième zone catalytique, ce qui permet d'obtenir un effluent d'hydrocarbures plus lourds, riche en distillat. Une section de refroidissement est avantageusement prévue entre deux réacteurs successifs et éventuellement un ballon de flash. Le débit massique au travers du ou des réacteurs d'oligomérisation est avantageusement suffisant pour permettre une conversion relativement élevée, sans être trop faible afin d'éviter les réactions parallèles indésirables. La vitesse spatiale horaire (weight hourly space velocity, WHSV) de la charge est par exemple de 0,1 h ^-1 à 20 h ^-1 , de préférence de 0,5 h ^-1 à 10 h ^-1 , de manière encore préférée de 0,8 h ^-1 à 5 h ^-1 . La température à l'entrée du ou des réacteurs est avantageusement suffisante pour permettre une conversion relativement élevée, sans être très élevée afin d'éviter des réactions parallèles indésirables. La température à l'entrée du ou de chaque réacteur est par exemple de 150°C à 400°C, de préférence de 180°C à 350°C, de manière encore préférée de 200°C à 290°C. La pression au travers du ou des réacteurs d'oligomérisation des oléfines et d’alkylation des aromatiques est avantageusement suffisante pour permettre une conversion relativement élevée, sans être trop faible afin d'éviter des réactions parallèles indésirables. La pression au travers du ou de chaque réacteur est par exemple de 8 bara à 100 bara, de préférence de 10 bara-85 bara, de manière encore préférée de 25 bara à 75 bara (bars, pression absolue). En ce qui concerne la nature du catalyseur, une première famille de catalyseurs utilisés comprend un catalyseur acide de type soit aluminosilicate amorphe ou cristallin, soit un silicoaluminophosphate, sous forme H+, choisi parmi la liste suivante et contenant ou non des éléments alcalins ou des terres rares : MFI (ZSM-5, silicalite-1, boralite C, TS-1), MEL (ZSM-11, silicalite-2, boralite D, TS- 2, SSZ-46), ASA (silice-alumine amorphe), MSA (silice-alumine mésoporeuse), FER (Ferrierite, FU-9, ZSM-35), MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ-1, MCM-49), TON (ZSM-22, Theta-1, NU-10), EUO (ZSM-50, EU-1), ZSM-48, MFS (ZSM-57), MTW, MAZ, BEA (zeolite Beta), MOR (mordenite), FAU (faujasite type zeolite) LTL (zeolite L), zeolite Omega et la famille des matériaux microporeux composés de silice, d'aluminium, d'oxygène et éventuellement de bore. La zéolithe peut être soumise à différents traitements avant utilisation, qui peuvent être : l'échange ionique, la modification avec des métaux, traitement à la vapeur (steaming en anglais), les traitements à l'acide ou tout autre méthode de déalumination, la passivation de surface par déposition de silice, ou toute combinaison des traitements sus-mentionnés. La teneur en alcalins ou en terres rares est de 0,05 % en masse à 10% en masse, préférentiellement de 0,2 % en masse à 5 % en masse. Préférentiellement, les métaux employés sont Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce utilisés seuls ou en mélange. Une deuxième famille de catalyseurs utilisée comprend les zéolithes modifiées au phosphore contenant de façon optionnelle un alcalin ou une terre rare. En ce cas, la zéolithe peut être choisie parmi la liste suivante : MFI (ZSM-5, silicalite-1, boralite C, TS-1), MEL (ZSM-11, silicalite-2, boralite D, TS- 2, SSZ-46), MSA (silice-alumine mésoporeuse), FER (Ferrierite, FU-9, ZSM-35), MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ-1, MCM-49), TON (ZSM-22, Theta-1, NU-10), EUO (ZSM-50, EU-1), MFS (ZSM-57), ZSM-48, MTW, MAZ, FAU, LTL, BEA (zeolite Beta), MOR. La zéolithe peut être soumise à différents traitements avant utilisation, qui peuvent être : l'échange ionique, la modification avec des métaux, le traitement à la vapeur (steaming), les traitements à l'acide ou tout autre méthode de déalumination, les traitements de mésoporisation, la passivation de surface par déposition de silice, ou toute combinaison des traitements susmentionnés. La teneur en alcalins ou en terres rares est de 0,05 % en masse à 10% en masse, préférentiellement de 0,2 % en masse à 5 % en masse. Préférentiellement, les métaux employés sont Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce utilisés seuls ou en mélange. Une troisième famille de catalyseurs utilisés comprend des catalyseurs bifonctionnels, comprenant : - un support, parmi la liste suivante : MFI (ZSM - 5, silicalite- 1, boralite C, TS-1), MEL (ZSM-11, silicalite-2, boralite D, TS- 2, SSZ-46), ASA (silice-alumine amorphe), MSA (silice-alumine mésoporeuse), FER (Ferrierite, FU-9, ZSM-35), MTT (ZSM-23), MWW (MCM-22, PSH-3, ITQ-1, MCM-49), TON (ZSM-22, Theta-1, NU-10), EUO (ZSM-50, EU- 1), MFS (ZSM-57), ZSM- 48, MTW, MAZ, BETA, FAU, LTL, MOR, et les matériaux microporeux de la famille ZSM-48 constitués de silicium, aluminium, oxygène et optionnellement de bore. MFI or MEL (Si/ Al> 25), MCM-41, MCM-48, SBA- 15, SBA- 16, SiO2, Al203, hydrotalcite, ou un mélange de ceux-ci. - une phase métallique (Me) à hauteur de 0,1% en masse, le métal étant sélectionné parmi les éléments suivants : Zn, Mn, Co, Ni, Ga, Fe, Ti, Zr, Ge, Sn, et Cr utilisés seuls ou en mélange. Ces atomes métalliques peuvent être insérés dans la structure tétrahédrique du support. L'incorporation de ce métal peut être réalisée soit par ajout de ce métal pendant la synthèse du support, ou bien incorporé après synthèse par échange d'ions ou imprégnation, les métaux étant alors incorporés sous forme de cations, et non intégrés au sein de la structure du support. La zéolithe peut être soumise à différents traitements avant utilisation, qui peuvent être : l'échange ionique, la modification avec des métaux, traitement à la vapeur (steaming en anglais), les traitements à l'acide ou tout autre méthode de déalumination, les traitements de mésoporisation, la passivation de surface par déposition de silice, ou toute combinaison des traitements sus-mentionnés. La teneur en alcalins ou en terres rares est de 0,05% en masse à 10% en masse, préférentiellement de 0,2% en masse à 5% en masse. Préférentiellement, les métaux employés sont Mg, Ca, Ba, Sr, La, Ce utilisés seuls ou en mélange. Une quatrième famille de catalyseurs utilisés comprend des solides amorphes comme la silice-alumine, la silice-phosphate, la silice-borate, la silice-titane, la silice-zircone et/ou des mélanges. Le catalyseur peut être un mélange des matériaux décrits précédemment dans les quatre familles de catalyseur. En outre, les phases actives peuvent elles aussi être combinées avec d'autres constituants (liant, matrice) conférant au catalyseur final une résistance mécanique accrue, ou une amélioration de l'activité. Si la charge hydrocarbonée est oligomérisée dans une installation comprenant plusieurs réacteurs en série, les réacteurs de la série peuvent être chargés avec le même catalyseur ou des catalyseurs différents. Dans une variante, l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines est réalisée dans un réacteur d’oligomérisation, et l’étape (d) d’alkylation des aromatiques est réalisée dans un réacteur d’alkylation, séparément de l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines. Avantageusement, le mélange appauvri en eau est alors séparé dans la première colonne en la fraction d’hydrocarbures en C1 - C2, prise par exemple en tête de colonne, en une fraction d’hydrocarbures en C3 à C5, par exemple soutirée à un étage intermédiaire de la colonne, et en une fraction d’hydrocarbures en C6+, par exemple prise en pied de colonne. La fraction d’hydrocarbures en C1 - C2 et la fraction d’hydrocarbures en C6+ sont envoyées à l’étape (d) d’alkylation dans le réacteur d’alkylation, la fraction d’hydrocarbures en C3 à C5 étant envoyée à l’étape (c) d’oligomérisation dans le réacteur d’oligomérisation. En variante, le mélange appauvri en eau est séparé en une fraction d’hydrocarbures en C3-, prise par exemple en tête de colonne, en une fraction d’hydrocarbures en C4 - C5 par exemple soutirée à un étage intermédiaire de la colonne, et en une fraction d’hydrocarbures en C6+ par exemple prise en pied de colonne. La fraction d’hydrocarbures en C3- et la fraction d’hydrocarbures en C6+ sont envoyées au moins en partie à l’étape (d) d’alkylation dans le réacteur d’alkylation, la fraction d’hydrocarbures en C4 à C5 étant envoyée au moins en partie à l’étape (c) d’oligomérisation dans le réacteur d’oligomérisation. Le produit du réacteur d’oligomérisation contient plus de 50% en masse d’oléfines en C7+, notamment plus de 60% en masse d’oléfines en C9 à C12. L’alkylation se déroule dans des conditions de température et de pression efficaces pour maintenir en phase liquide plus de 20% en masse de la charge dans la zone d'alkylation. Avantageusement, l'alkylation des aromatiques avec des alcènes est réalisée dans la phase liquide, les aromatiques étant présents essentiellement en phase liquide. Elle peut être pratiquée en utilisant des catalyseurs solides acides. Les zéolites et les catalyseurs silice-alumine possédant une sélectivité de forme sont généralement utilisés. Dans ce procédé, les conditions du réacteur sont choisies pour que l'alcène introduit dans le réacteur soit majoritairement dissout dans la charge aromatique. Cela se fait généralement par une combinaison optimale des conditions d’opératoires, comme la pression, la température et le choix du catalyseur, ayant une activité catalytique suffisamment élevée. Les alcènes en phase gazeuse présents peuvent provoquer une désactivation rapide des catalyseurs d'alkylation typiquement utilisés en phase liquide. Des exemples de conditions opératoires utilisables sont données dans US 4,891,458 qui décrit la synthèse en phase liquide de l'éthylbenzène avec la zéolite bêta, tandis que US 5,334,795 décrit l'utilisation de MCM-22 dans la synthèse en phase liquide de l'éthylbenzène ; US 7,649,122 décrit l'utilisation de MCM-22 dans la synthèse en phase liquide de l'éthylbenzène en présence d'une teneur en eau maintenue. US 4,549,426 décrit la synthèse en phase liquide d'alkylbenzène avec de la zéolite Y stabilisée à la vapeur US 8,134,036 décrit l'alkylation aromatique en phase liquide sur au moins un lit catalytique contenant un premier catalyseur modifié par l'inclusion d'un ion de métal de terre rare. Les types de produits susceptibles d'être produits de préférence correspondent aux formules chimiques génériques suivantes : monoalkyle benzène, dialkyle benzène et trialkyle benzène. Les chaînes alkyles (Rx) possèdent chacune de 2 à 10 atomes de carbone, de préférence 2 à 6 atomes de carbone. Ces chaînes peuvent être d'égales longueurs ou de longueur différentes. Les composés aromatiques produits lors de l’étape (a) de conversion des alcools C1 à C6 sont typiquement des mono-aromatiques, éventuellement alkylés (benzène, toluène, ethylbenzène et les xylènes), l'agent alkylant étant des oléfines. La réaction d'alkylation est exothermique d'où il peut être utile d'injecter une partie des composés aromatiques et/ou une partie des oléfines entre les différents lits du réacteur, s'il y a plusieurs lits. Les aromatiques, ayant moins de 8 atomes de carbone peuvent être recyclés, ainsi que les oléfines trop courtes par exemple ayant moins de 5 atomes de carbone. Le catalyseur d’alkylation est par exemple sous forme de billes, mais il est le plus souvent sous forme d'extrudés. Il est constitué d'un solide acide mélangé à une phase amorphe. Le solide acide est mis en forme grâce à une matrice, ce qui est une phase amorphe. Le solide acide est de préférence au moins une zéolithe, choisie de préférence parmi les zéolithes de type structural FAU et plus particulièrement la zéolithe Y, les zéolithes de type structural MOR (la zéolithe mordénite), les zéolithes de type structural EUO, (c'est- à-dire les zéolithes EU-1, ZSM-50, TPZ-3), la zéolithe NU-87 de type structural NES, la zéolithe NU-86 (décrite dans EP 463768 A), la zéolithe NU-85 (décrite dans EP 462745 A), la zéolithe NU-88 (décrite dans FR 2752567), et la zéolithe IM-5 (décrite dans FR 2 754809), la zéolithe Beta, la zéolithe MCM-22, la zéolite MCM-36, la zéolite MCM-49 ou la zéolite MCM-56. De préférence, le catalyseur est une zéolite bêta ayant un rapport molaire silice/alumine (exprimé en SiO2/Al2O3) d'environ 10 à environ 200 ou d'environ 20 à environ 50. La zéolite bêta peut avoir une faible teneur en sodium, par exemple moins d'environ 0,2 % en masse exprimée en Na2O, ou moins d'environ 0,02 % en masse. La teneur en sodium peut être réduite par toute méthode connue de l'homme de l'art, comme par exemple par échange d'ions. Ces zéolithes sont au moins en partie sous forme acide (H ⁺ ), mais peuvent aussi contenir des cations autres que H ⁺ et tels que les alcalino-terreux ou des terres rares. Le catalyseur zéolitique peut être modifié avec un ion de métal de terre rare, tel que le lanthane, le cérium, le néodyme ou le praséodyme, par exemple. La surface B.E.T. du catalyseur utilisé est comprise notamment entre 50 m2/g et 900 m2/g, de préférence entre 100 m2/g et 700 m2/g. Le rapport Na/Al du catalyseur final est inférieur à 5 % atomique et de préférence inférieur à 2 %. La teneur en zéolithe dans le catalyseur est comprise notamment entre 5 % en masse et 95 % en masse, de préférence entre 10 % en masse et 90 % en masse par rapport au catalyseur final. Le rapport Si/Al global de ces zéolithes est compris entre 2,6 et 200, de préférence entre 5 et 100, et de manière encore plus préférée entre 5 et 80. La matrice du catalyseur est un support choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, la silice-alumine, l'alumine-oxyde de bore, la magnésie, la silice-magnésie, la zircone, l'oxyde de titane, l'argile, ces composés étant utilisés seuls ou en mélanges. De manière préférée, on utilise un support d'alumine. De préférence le catalyseur acide solide, possède une sélectivité de forme pour éviter la formation des alkylaromatiques de taille trop importante comme ceux ayant plus que 16 atomes de carbone. Si la taille moléculaire des alkylaromatiques est proche de la taille de micropores dans le catalyseur, la formation et la diffusion en sortie des pores est toujours faisable, par contre la formation des alkylaromatiques qui sont trop gros pour entrer, résider ou sortir dans les pores ne sont ainsi pas produits. Comme indiqué plus haut, la zone de réaction est exploitée à une température et une pression telles qu'elles maintiennent des conditions de phase présentant de préférence plus de 20% en masse de liquide. Pour la production des alkylaromatiques, ayant au moins 8 atomes de carbone, la température de réaction est comprise notamment entre 140°C à 320°C, et est généralement comprise entre 160°C et 280°C. Dans un mode de réalisation, la température de réaction est comprise entre 190°C et 240°C. La pression d'alkylation est généralement maintenue suffisamment élevée pour garantir la présence d’une phase liquide. Dans un mode de réalisation, les pressions sont comprises entre 20 barg et 100 barg, notamment de 30 barg à 50 barg. Lorsque l'on opère dans des conditions de phase essentiellement liquide, on utilise généralement un mode de réacteur à flux ascendant. Les débits peuvent typiquement varier de la vitesse spatiale horaire du liquide (LHSV) entre environ 1 h-1 et 100 h-1 par lit, de préférence entre environ 2 h-1 et 70 h-1 par lit. Le rapport aromatique/agent alkylant est, par exemple, compris entre 0,05 mole/mole et 20 mole/mole et préférentiellement entre 0,1 mole/mole et 10 mole/mole. Dans un mode de fonctionnement préféré, l’oligomérisation des oléfines et l’alkylation des aromatiques avec des oléfines se fait sur le même catalyseur et dans le même réacteur. Les conditions opératoires connues pour l’oligomérisation et l’alkylation sont très proches et peuvent facilement être adaptées afin d’obtenir la performance souhaitée en terme d’oligomérisation et d’alkylation. Lorsque l’oligomérisation et l’alkylation se font en même temps dans le même réacteur en utilisant le même catalyseur, le produit du réacteur contient plus de 10% en masse d’aromatiques en C8+, notamment plus de 6% en masse d’aromatiques en C8 à C14. Lorsque l’alkylation en présence des oléfines se fait séparément de l’oligomérisation, le produit du réacteur contient plus de 65% en masse d’aromatiques en C8+, notamment plus de 75% en masse d’aromatiques en C8 à C14. Etape (e) de formation du courant d’hydrocarbures à hydrogéner Un courant d’hydrocarbures à hydrogéner est formé à partir d’au moins une partie des oléfines oligomérisées à l’étape (c) et d’au moins une partie des aromatiques alkylés à l’étape (d). Dans le cas où un seul étage commun est utilisé pour l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines et pour l’étape (d) d’alkylation des aromatiques, le produit de cet étage est utilisé en totalité ou partiellement pour former le courant d’hydrocarbures à hydrogéner. Ce produit comprend par exemple en base sèche - moins de 15 % en masse de paraffines, notamment entre 3% et 10% en masse de paraffines, - moins de 10% en masse d’oléfines en C4 à C7, notamment entre 0,5% et 5% d’oléfines en C4 à C7, - plus de 50% en masse d’oléfines en C8 à C16, notamment entre 60% et 80% d’oléfines en C4 à C16, - moins de 5% en masse d’oléfines en C17+, notamment entre 0,1% en masse et 1,0 % en masse d’oléfines en C17+ ; et/ou - moins de 5% d’aromatiques en C6 à C7, notamment entre 0,5% et 4,0% d’aromatiques en C6 à C7, - plus de 2% d’aromatiques en C8+, notamment entre 6 % et 30% d’aromatiques en C8+. Dans une variante, une étape optionnelle de séparation de l’effluent contenant au moins une partie des oléfines oligomérisées à l’étape (c) et/ou au moins une partie des aromatiques alkylés à l’étape (d) est mise en œuvre dans une colonne additionnelle de distillation. La séparation produit en tête une fraction d’hydrocarbures en C7-, et en pied, une fraction d’hydrocarbures en C8+. La fraction d’hydrocarbures en C7- contient de préférence plus de 90% en masse, notamment plus de 95% en masse des hydrocarbures en C7- contenus dans l’effluent. La fraction d’hydrocarbures en C8+ comprend plus de 90% en masse des hydrocarbures en C8+ contenus dans l’effluent. Avantageusement, au moins une partie, par exemple moins de 50% en masse, de la fraction d’hydrocarbures en C7- est au moins partiellement recyclée à l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines ou/et à l’étape (d) d’alkylation des aromatiques, une autre partie formant un courant d’essence. Le courant d’hydrocarbures à hydrogéner est formé par au moins une partie, de préférence par la totalité de la fraction d’hydrocarbures en C8+. Dans le cas où l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines est réalisée dans un réacteur d’oligomérisation, et l’étape (d) d’alkylation des aromatiques est réalisée dans un réacteur d’alkylation, séparément de l’étape (c) d’oligomérisation des oléfines, le produit du réacteur d’oligomérisation et le produit du réacteur d’alkylation contenant les aromatiques alkylés sont avantageusement soumis à une séparation. Dans un mode de réalisation, le produit du réacteur d’oligomérisation contenant les oléfines oligomérisées et le produit du réacteur d’alkylation contenant les aromatiques alkylés sont séparés, en pied, en la fraction d’hydrocarbures en C8+ et en tête, en la fraction d’hydrocarbures en C7-. La fraction d’hydrocarbures en C7- est recyclée au moins en partie (par exemple moins de 50 % en masse) à l’étape (c) dans le réacteur d’oligomérisation. Au moins une partie, de préférence la totalité, de la fraction d’hydrocarbures en C8+ forme le courant d’hydrocarbures à hydrogéner. Dans un autre mode de réalisation, le produit du réacteur d’oligomérisation et le produit du réacteur d’alkylation sont séparés dans la colonne de distillation en une fraction d’hydrocarbures en C7-, soutirée en tête en une fraction d’hydrocarbures en C8 à C16, prélevé à un étage intermédiaire, et en une fraction d’hydrocarbures en C17+, soutirée en pied. Au moins une partie, de préférence la totalité, de la fraction d’hydrocarbures en C8 à C16 forme le courant d’hydrocarbures à hydrogéner. La fraction d’hydrocarbures en C17+ est au moins en partie recyclée à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6. Ce recyclage est effectué afin de craquer à nouveau les oléfines en C17+. Etape (f) d’hydrogénation Le courant d’hydrocarbures à hydrogéner subit une hydrogénation pour former un courant d’hydrocarbures hydrogénés. Ceci sature les composés oléfiniques et hydrogène partiellement les composés aromatiques. L’hydrogénation est par exemple réalisée dans un ou plusieurs réacteurs en lit fixe (descendant ou ascendant) et en phase mixte, la fraction à hydrogéner étant principalement en phase liquide. L’hydrogénation est par exemple effectuée à une température comprise entre 50°C et 350°C, notamment entre 100°C et 300°C. Elle est réalisée sous une pression de préférence supérieure à 10 bara et notamment comprise entre 20 bara et 80 bara. Un flux d’hydrogène est alimenté dans le ou chaque réacteur en mélange avec le courant d’hydrocarbures à traiter. Le rapport du débit volumique du flux d’hydrogène au débit volumique du courant d’hydrocarbures (sans compter le flux recyclé) à hydrogéner est compris avantageusement entre 50 NL/L et 3000NL/L, notamment entre 100 NL/L et 500 NL/L. L’hydrogène peut être ajouté au courant d’hydrocarbures en plusieurs étages le long du lit catalytique. La vitesse spatiale horaire est comprise avantageusement entre 0.5 et 3 et notamment entre 1 et 2 h ^-1 . L’excès d’hydrogène peut être recyclé dans la zone réactionnelle après séparation et compression. La réaction est mise en œuvre en présence d’au moins un catalyseur comprenant un ou plusieurs métaux du groupe VIII (typiquement Pt, Pd, Ni) supporté sur un support tel que la silice, l’alumine ou tout mélange de ces deux composés ou du carbone. La réaction peut également être mise en œuvre en présence d’un catalyseur de type sulfure contenant un élément du groupe VIB (Cr, Mo, W) et un élément du groupe VIIIB (Fe, Ru, Co, Os, Co, Rh, Ir, Pd, Ni, Pt) ou des mélanges de ces deux groupes de métaux. Le courant d’hydrocarbures hydrogéné contient avantageusement moins de 10% en masse d’oléfines et de préférence moins de 3% d’oléfines. Il contient de préférence plus de 50% en masse de paraffines, en particulier plus de 50% en masse de paraffines en C7 à C17, en particulier plus de 60% en masse de paraffines en C7 à C17, notamment entre 70 % en masse et 95% en masse de de paraffines en C7 à C17. Selon une variante entre 10% et 90% en masse des aromatiques contenus dans le courant d’hydrocarbures à hydrogéner, de préférence entre 30% en masse et 80% en masse des aromatiques contenus dans le courant d’hydrocarbures à hydrogéner sont hydrogénés en cycloparaffines. Le courant d’hydrocarbures hydrogéné comprend par exemple : - plus de 20% en masse d’hydrocarbures en C9, par exemple entre 20% et 40% en masse d’hydrocarbures en C9, - plus de 20% en masse, par exemple entre 20% en masse et 40% en masse d’hydrocarbures en C12, - plus de 6% en masse d’aromatiques en C6+, notamment plus de 6% en masse d’hydrocarbure en C8+. Etape (g) récupération de la fraction carburéacteur Pour récupérer la fraction carburéacteur, le courant d’hydrocarbures hydrogénés subit avantageusement un fractionnement. Ce fractionnement peut être effectué par passage dans au moins une colonne de séparation, par exemple une colonne de distillation De préférence au moins une première colonne de séparation est utilisée pour séparer, en tête, une fraction de gaz de pétrole liquéfiés du reste du courant d’hydrocarbures hydrogénés qui est obtenu en pied. Les conditions de fractionnement dans cette colonne sont les suivantes : pression avantageusement comprise entre 2 bara à 15 bara, température de condensation de tête ajustée pour pouvoir utiliser un condenseur à air ou à eau de réfrigération, c’est-à-dire comprise de préférence entre 20°C et 50 °C La fraction résiduelle de courant d’hydrocarbures hydrogénés est ensuite introduite dans une deuxième colonne de séparation pour produire en tête une fraction naphta, en pied une fraction diesel et à au moins un étage intermédiaire la fraction carburéacteur. Ce fractionnement peut être réalisé dans une seule colonne comprenant un soutirage latéral de la fraction carburéacteur, ou dans deux colonnes distinctes. Plus de 80% en masse du courant d’hydrocarbures hydrogénés introduit dans la deuxième colonne forme avantageusement la fraction carburéacteur. La fraction de gaz de pétrole liquéfiés présente préférentiellement un point d’ébullition final inférieur à 180°C, et encore plus préférentiellement un point d’ébullition final inférieur à 150°C. Le point d’ébullition initial peut être de 20°C à 60°C et de préférence de 25°C à 40 °C La fraction naphta comprend plus de 80 % en masse des paraffines en C8- contenues dans la fraction résiduelle. La fraction carburéacteur comporte entre 2% en volume et 30% en volume d’aromatiques en C8+, de préférence entre 6% en volume et 25% en volume d’aromatiques en C8+ et de façon encore préférée entre 8% en volume et 25% en volume d’aromatiques en C8+. Elle comporte plus de 50% en volume de paraffines en C9 à C16, notamment entre 60 % en volume et 95 % en volume de paraffines en C9 à C16. La fraction carburéacteur comporte en particulier, plus de 60% en volume de paraffines en C9 à C12. Elle présente préférentiellement un point d’ébullition final inférieur à 400°C, et encore plus préférentiellement un point d’ébullition final inférieur à 350°C. Le point d’ébullition initial peut être de 130°C à 180 °C. La fraction diesel est la fraction la plus lourde, dont les molécules ne peuvent pas toutes être utilisées pour former un carburéacteur. Cette fraction présente typiquement une température initiale d’ébullition supérieure à 300 °C, et préférentiellement à 310 °C. Avantageusement, au moins une partie de la fraction diesel est recyclée à l’étape (a) de conversion du flux d’alcool en C1 à C6 sous forme d’un courant de recyclage afin d’engendrer un nouveau craquage des composés présents dans cette fraction. Le courant de recyclage constitue avantageusement entre 10% en masse et 50% en masse du flux d’alcool en C1 à C6 introduit à l’étape (a) de conversion. DESCRIPTION DES FIGURES L’invention sera mieux comprise à la lecture de la description qui va suivre, donnée uniquement à titre d’exemple, et faite en se référant aux dessins annexés, sur lesquels : - La figure 1 est une vue schématique d’une installation configurée pour la mise en œuvre d’un premier procédé de fabrication d’un carburéacteur selon l’invention ; - Les figures 2 à 7 sont des vues analogues à celle de la figure 1 illustrant des variantes d’installation destinées à la mise en œuvre de variantes du procédé de la figure 1 : - la figure 8 est une vue d’un détail illustrant un réacteur de mise en œuvre de l’étape de conversion à lit fluidisé ; - la figure 9 est un spectre RMN d’un catalyseur parent ZSM5 et d’un catalyseur modifié ayant une structure ALPO. - la figure 10 illustre les sélectivités obtenues lors de la mise en œuvre d’un exemple d’étape de conversion du procédé selon l’invention ; - la figure 11 illustre la conversion de certaines oléfines en fonction du temps lors d’un exemple de mise en œuvre de l’étape d’oligomérisation avec un premier catalyseur; - la figure 12 illustre la conversion de certaines oléfines en fonction du temps lors d’un exemple de mise en œuvre de l’étape d’oligomérisation avec un deuxième catalyseur; - la figure 13 illustre la conversion de certains composés aromatiques en fonction du temps lors d’un exemple de mise en œuvre de l’étape d’alkylation des aromatiques avec le deuxième catalyseur. DESCRIPTION DE MODES DE REALISATION DE L’INVENTION Une première installation 10 de fabrication, destinée à la mise en œuvre d’un procédé de fabrication d’un carburéacteur selon l’invention est illustrée schématiquement sur la figure 1. La première installation 10 comporte un étage de conversion 12 d’un flux d’alcool 14 en C1 à C6, destiné à produire un mélange 16 contenant des paraffines, des oléfines, des aromatiques, et de l’eau, et un étage 18 de séparation de l’eau du mélange 16 pour produire un mélange appauvri en eau 19 comportant une phase liquide 19a et une phase gaz 19b. L’installation de la figure 1 comporte également un étage 20 de séparation des hydrocarbures en C1 à C2 hors du mélange appauvri en eau. Dans cet exemple, l’installation 10 comprend en outre un étage conjoint 22 d’oligomérisation d’oléfines et d’alkylation d’aromatiques provenant du mélange appauvri en eau, l’étage 22 produisant un courant 24 d’hydrocarbures à hydrogéner L’installation 10 comporte en outre un étage 26 d’hydrogénation du courant 24, produisant un courant d’hydrocarbures hydrogénés 30 et un étage 28 de fractionnement du courant d’hydrocarbures hydrogénés 30, destiné à fractionner au moins une fraction de carburéacteur 34, et avantageusement une fraction diesel 36 et une fraction naphta 38. L’étage de conversion 12 est destiné à mettre en œuvre l’étape (a) de conversion décrite plus haut, transformant les alcools en C1 à C6 majoritairement en oléfines en C3 à C7. Comme décrit plus haut, l’étage de conversion 12 comporte au moins un réacteur ayant un lit catalytique fluidisé, de préférence ayant un réacteur unique en lit catalytique fluidisé. Ce ou ces réacteurs sont propres à mettre en œuvre les conditions expérimentales décrites plus haut. Le réacteur comporte une zone de réaction 111a ayant un lit catalytique fluidisé, et une zone de régénération 111b du lit catalytique fluidisé. Une partie du catalyseur présent dans la zone de réaction 111a est soutirée en continu pour être régénérée dans la zone de régénération 111b, avantageusement par combustion contrôlée en présence d’oxygène. En référence à la description ci-dessus, l’étage de séparation 18 est destiné à la mise en œuvre de l’étape (b) de séparation de l’eau. Il comprend au moins un séparateur fonctionnant par gravité et/ou par entrainement mécanique pour séparer l’eau hors du mélange 16, permettant de récupérer une fraction aqueuse concentrée en eau (flux 40), une fraction d’hydrocarbures en phase gaz 19b et une fraction d’hydrocarbures en phase liquide 19a. L’installation 10 comprend optionnellement au moins un conduit 18a de recycle d’eau séparée dans l’étage de séparation vers l’étage de conversion 12. Le conduit de recycle 18a débouche par exemple en amont des lits catalytiques. Avantageusement, l’étage de séparation 18 comporte une colonne de stripage 41 propre à traiter au moins une partie de l’eau séparée formant le flux 40 pour extraire les hydrocarbures qu’elle contient et obtenir une eau traitée. L’installation 10 comprend au moins un dispositif de refroidissement (par exemple un échangeur de chaleur) permettant de réduire la température du produit sortant du réacteur et en chauffant un autre courant, par exemple comme la charge du réacteur 12, un refroidisseur à eau ou à air et/ou une combinaison de ceux-ci en aval de l’étage de conversion 12 pour condenser l’eau et produire le flux 40. L’étage de séparation 20 est destinée à mettre en œuvre l’étape (c) de séparation des hydrocarbures plus légers que les C3, tels que les C1-C2, et des composés légers CO, CO2, hydrogène, telle que définie plus haut. Il comprend avantageusement au moins un dé-éthaniseur. L’étage de séparation 20 fonctionnant à une pression supérieure à celle de l’étage de séparation de l’eau 18, l’installation comprend au moins une pompe propre à augmenter la pression de la phase liquide 19a et au moins un compresseur, propre à augmenter la pression de la phase gaz 19b. L’étage 22 d’oligomérisation des oléfines et d’alkylation d’aromatiques est destiné à mettre en œuvre conjointement les étapes (d) et (e). Il comporte au moins un réacteur conjoint d’oligomérisation et/ou alkylation destiné à mettre en œuvre les conditions expérimentales décrites plus haut. L’étage 26 d’hydrogénation est destiné à mettre en œuvre l’étape (f). Il comprend au moins un réacteur d’hydrogénation à lit fixe destiné à mettre en œuvre la réaction d’hydrogénation dans les conditions décrites plus haut. L’étage de fractionnement 28 est destiné à mettre en œuvre l’étape (g). Il comporte dans cet exemple au moins une première colonne amont 42 de séparation de gaz de pétrole liquéfié 44, et une deuxième colonne aval 46 de fractionnement, destinée à produire les fractions 34 à 38. Un premier exemple de procédé de fabrication d’un carburéacteur, mis en œuvre dans l’installation de la figure 1 va maintenant être décrit. Initialement, un flux 14 d’alcool en C1 à C6 est amené dans l’étage de conversion 12. Le flux d’alcool 14 est issu par exemple d’une source 50 décrite plus haut, dans lequel les alcools de la source 50 sont produits par exemple par fermentation de biomasse, par conversion catalytique des carbohydrates ou d’oxyde de carbone ou de dioxyde de carbone en présence d’hydrogène. Le flux 14 comprend la composition décrite plus haut, par exemple plus de 50% en masse sèche de méthanol et de préférence plus de 80% de méthanol en masse sèche. Le flux 14 est introduit dans l’étage de conversion 12 où il subit une conversion décrite plus haut comprenant une déshydratation/aromatisation des alcools en C2 à C6, et pour le méthanol, une conversion en dimethyl éther suivi d’une déshydratation. La réaction est effectuée dans les conditions opératoires de températures et de pressions décrites plus haut. Un ou plusieurs catalyseurs définis plus haut sont utilisés. Avantageusement, le flux d’alcool en C1 à C6 est introduit à l’étape (a) de conversion à une température supérieure d’au moins 5°C au point de bulle du flux d’alcool en C1 à C6. Un mélange 16 contenant des paraffines (en particulier des n-paraffines des i- paraffines et des cyclo-paraffines), des oléfines, et des aromatiques et de l’eau est ainsi obtenu. Le mélange 16 comprend par exemple la composition décrite plus haut. La figure 8 illustre, dans un mode de réalisation particulier, l'écoulement du catalyseur de la zone de régénération 111b à la zone de réaction 111a. Pour des raisons de simplicité, les dessins ne contiennent pas de détails sur les parties internes des cuves formant les zones 111a, 111b. Le flux 14 d’alcool en C1 à C6 est introduit dans le pied de la zone de réaction 111a présentant un lit catalytique fluidisé. Au sommet de la zone de réaction 111a, les produits de la réaction de conversion sont séparés du catalyseur dans une zone de désengagement 203 avantageusement munie de cyclones et le mélange 16 produit est transporté vers l’étage de séparation 18. En option, la chaleur de réaction produite par la conversion est extraite de la zone de réaction 111a au moyen d'un refroidisseur de catalyseur 205, qui est avantageusement un échangeur de chaleur situé hors de la zone de réaction 111a et raccordé à celle-ci. La zone de réaction 111a reçoit le catalyseur régénéré dans la zone de régénération 111b via une ligne d’alimentation 207 raccordant la zone de régénération 111b à la zone de réaction 111a. Le catalyseur désactivé est retiré de la zone de désengagement 203 via une ligne de décharge 206 distincte de la ligne d’alimentation 207, la ligne de décharge 206 raccordant la zone de réaction 111a à la zone de régénération 111b. De l'air est injecté par la conduite d’injection 221 dans la zone de régénération 111b, au pied de celle-ci, dans un lit fluidisé où les dépôts de coke sont brûlés. La zone de régénération 111b comprend aussi une zone de désengagement 222 avantageusement munie de cyclones. Dans cette zone 222, les gaz de combustion sont séparés du catalyseur régénéré et sont évacués par la conduite de régénération 223 avantageusement en tête de la zone de régénération 111b. En option, comme la combustion des dépôts de coke est une réaction très exothermique et que la température de la zone de régénération 111b doit être soigneusement contrôlée, un refroidisseur de catalyseur (non représenté sur la figure, mais similaire au refroidisseur de catalyseur 205) est raccordé à la zone de régénération 111b. Du catalyseur chaud extrait de la zone de régénération circule à travers ce refroidisseur afin d'être refroidi, ce qui contrôle la température dans la zone de régénération 111b. Le catalyseur régénéré est envoyé par la ligne 207 vers la zone de réaction 111a. Le mélange 16 est ensuite introduit dans l’étage de séparation 18 pour produire un flux d’eau 40 en pied de séparateur, et le mélange appauvri en eau 19 comprenant la phase gaz 19b et la phase liquide 19a. Une partie 40a du flux d’eau 40 est optionnellement recyclée vers l’étage de conversion 12, via le conduit 18a, comme décrit plus haut. Une autre partie 40b du flux d’eau 40 est introduite dans une colonne 41 pour y subir un stripage et produire en tête, un courant 41a d’hydrocarbures extraits et en pied, un courant d’eau traité 40b présentant une teneur en hydrocarbures inférieure à celle du flux d’eau 40. Le courant d’hydrocarbures extraits 41a est recyclé à l’étage de séparation 18, par exemple en amont du séparateur. La phase gaz 19b et la phase liquide 19a sont alors introduites, après compression, dans le dééthaniseur dans l’étage de séparation 20. Le dééthaniseur opère dans les conditions définies ci-dessus et produit en tête, une fraction 60 d’hydrocarbures en C1-C2 pouvant contenir les composés légers tels que le CO, CO2, hydrogène et en pied, une fraction 62 d’hydrocarbures en C3+. Les fractions 60, 62 obtenues présentent les compositions définies plus haut De préférence, la fraction 60 d’hydrocarbures en C1-C2, éventuellement après séparation, est envoyée dans un vapocraqueur pour récupération d’au moins une partie de l’éthylène qu’elle contient. Dans une variante représentée en pointillés sur la figure 1, au moins une partie 64 de la fraction 60 d’hydrocarbures en C1 à C2 est recyclée dans l’étage de séparation 12 sous forme d’un courant de recycle 64. Eventuellement, au moins une fraction de la phase gaz 19b, par exemple moins de 50% en volume de la phase gaz 19b, est également recyclée, sans passer par le dééthaniseur. Le rapport du débit massique du courant de recycle 64 au débit massique de la fraction 60 issue de la tête du dééthaniseur de l’étage de séparation 20 est inférieur à 0,5 comme défini plus haut. Dans l’exemple de la figure 1, la fraction 62 d’hydrocarbures en C3+, présentant la composition définie plus haut est ensuite introduite dans l’étage conjoint 22 d’oligomérisation et d’alkylation. Dans cet étage 22, un ou plusieurs réacteurs conjoints d’oligomérisation et d’alkylation réalisent une oligomérisation des oléfines présentes dans la fraction 62, suivant les conditions opératoires définies plus haut dans la description, en particulier une oligomérisation des oléfines en C3 à C7. En outre, de manière conjointe, les aromatiques en C6+ présents dans la fraction 62 sont alkylées pour former en particulier des aromatiques en C8+. La réaction est effectuée dans les conditions opératoires décrites plus haut. Un ou plusieurs catalyseurs définis plus haut sont utilisés. A la sortie de l’étage 22, un courant 24 d’hydrocarbures à hydrogéner est ainsi formé, avec la composition définie plus haut. Puis le courant 24 d’hydrocarbures à hydrogéner est introduit dans l’étage d’hydrogénisation 26, pour induire l’hydrogénation d’au moins une partie des oléfines présentes dans le courant d’hydrocarbures à hydrogéner 24 et l’hydrogénation en cycloparaffines d’au moins une partie des aromatiques présentes dans le courant d’hydrocarbure à hydrogéner 24. L’hydrogénation est conduite dans les conditions opératoires décrites plus haut, avec un ou plusieurs des catalyseurs décrits plus haut. Un flux 66 contenant de l’hydrogène est introduit dans l’étage d’hydrogénation 26, avec un rapport du débit volumique de l’hydrogène dans le flux 66 au débit volumique du courant d’hydrocarbures à hydrogéner 24 est par exemple celui défini plus haut. Un courant d’hydrocarbures hydrogénés 30 est formé à la sortie de l’étage d’hydrogénation avec la composition décrite plus haut. Le courant d’hydrocarbures hydrogéné 30 est ensuite fractionné dans l’étage de fractionnement 28. Dans la première colonne 42, il est séparé en une fraction d’hydrocarbures en C4- formant la fraction de gaz de pétrole liquéfié 44, et en une fraction d’hydrocarbures en C4+ formant la fraction résiduelle 70 du courant d’hydrocarbures hydrogénés. Les fractions 44, 70 ont les caractéristiques définies plus haut en terme de points de coupe. La fraction résiduelle 70 est introduite dans la deuxième colonne 46 pour y être fractionnée en la fraction naphta 38, la fraction de carburéacteur 34, et la fraction diesel 36, telles que caractérisées plus haut. La variante d’installation 90 illustrée par la figure 2 est destinée à la mise en œuvre d’un deuxième procédé selon l’invention. Elle diffère de l’installation 10 illustrée par la figure 1 en ce que l’étage de séparation 20 comprend une colonne additionnelle 92 de récupération du propylène. La fraction 62 d’hydrocarbures en C3+ issue du dééthaniseur de l’étage de séparation 20 est introduite dans la colonne additionnelle 92 pour former en tête de colonne, une fraction 80 d’hydrocarbures en C3- et en pied de colonne, une fraction 82 d’hydrocarbures en C4+ destinée à être introduite à l’étage conjoint 22 d’oligomérisation et d’alkylation. Les fractions 80, 82 présentent les compositions décrites plus haut. La fraction 80 contient plus de 80% en masse du propylène contenu dans la fraction 62 d’hydrocarbures en C3+. Un tel exemple permet de valoriser le propylène formé à l’étage de conversion 12, lorsqu’une telle valorisation est économiquement intéressante. L’installation 100 décrite sur la figure 3 est destinée à la mise en œuvre d’un troisième procédé selon l’invention. Elle diffère de l’installation 10 décrite sur la figure 1, ce qu’au moins un piquage 102 d’ajout d’alcools en C2 à C6 est prévu en trempe dans l’étage de conversion 12, par exemple entre deux lits catalytiques successifs de l’étage de conversion 12. La composition du flux 102 d’alcool en C2 à C6 comprend avantageusement moins de 20% de méthanol, et plus de 80% d’alcool en masse en C2 à C6 par exemple plus de 50% d’éthanol et de propanol. L’ajout d’alcool en C2 à C6 en plus du méthanol facilite la réaction de conversion du flux d’alcool 14 en la rendant plus isotherme (la conversion du méthanol étant très exothermique et la conversion des alcools en C2 à C6 étant endothermique) et donc plus facile à contrôler. L’installation 110 décrite sur la figure 4 est analogue à celle de la figure 1. Elle diffère de l’installation 10 visible sur la figure 1 en ce qu’un courant contenant du dioxyde de carbone 182 est ajouté à l’étage de conversion 12. Le courant de dioxyde de carbone 182 comporte plus de 5 % en masse de dioxyde de carbone comme défini plus haut.. Le rapport massique dans la charge fournie à l’étage de conversion 12 du dioxyde de carbone aux alcools en C1 à C6 est compris entre 5% et 75%. Le dioxyde de carbone contenu dans le courant de dioxyde de carbone 182 est converti en monoxyde de carbone conjointement avec la conversion du flux d’alcool C1 à C6. Une cinquième installation 120 destinée à la mise en œuvre d’un cinquième procédé selon l’invention est illustrée sur la figure 5. La cinquième installation 120 diffère de la première installation 10 en ce qu’elle comporte un étage de séparation supplémentaire 122 interposé entre la sortie de l’étage conjoint 22 d’oligomérisation et d’alkylation et l’entrée de l’étage d’hydrogénation 26. L’étage de séparation supplémentaire 122 comprend au moins une colonne de distillation. Le produit 124 issu de l’étage conjoint 22 d’oligomérisation et d’alkylation est séparé dans la colonne de distillation en une fraction 126 d’hydrocarbures en C7- et en une fraction 128 d’hydrocarbures en C8+ formant le courant d’hydrocarbures 24 destiné à être hydrogéné. La fraction 126 d’hydrocarbures en C7- peut optionnellement être recyclée vers l’étage conjoint 22. Une sixième installation 140 selon l’invention est illustrée sur la figure 6. Cette sixième installation 140 est destinée à la mise en œuvre d’un sixième procédé selon l’invention. Elle diffère de la première installation 10 en ce qu’elle comporte un étage propre 22A d’oligomérisation d’oléfines issues du mélange appauvri en eau 19, issues de l’étage 20, et un étage propre 22B d’alkylation d’aromatiques issues du mélange appauvri en eau 19 issues de l’étage 20. Chaque étage 22A 22B comprend un réacteur distinct respectivement d’oligomérisation et d’alkylation dans lequel sont mises en œuvre les conditions opératoires prévues plus haut dans la description. À l’étage de séparation 20, le mélange appauvri en eau 19 est séparé en une fraction 60 d’hydrocarbures en C1-C2 récupérée en tête du dééthaniseur, en une fraction 142 d’hydrocarbures en C3 à C5 récupérée à un étage intermédiaire du dééthaniseur et en une fraction 144 d’hydrocarbures en C6+ récupérée en pied du dééthaniseur. La fraction 142 d’hydrocarbures en C3 à C5 est envoyée dans sa totalité vers l’étage d’oligomérisation 22A pour produire un produit 146 du réacteur d’oligomérisation. La fraction 60 d’hydrocarbures en C1-C2 et la fraction 144 d’hydrocarbures en C6+ sont amenés à l’étage d’alkylation 22B pour produire un produit 152 du réacteur d’alkylation dans les conditions opératoires définies plus haut. Le produit 152 du réacteur d’alkylation est alors mélangé avec le produit 146 du réacteur d’oligomérisation. Les produits 146, 152 sont alors introduits à l’étage de séparation supplémentaire 122 pour être séparés en la fraction 126 d’hydrocarbures en C7- et la fraction 128 d’hydrocarbures en C8+, décrites plus haut. Au moins une partie 150 de la fraction 126 d’hydrocarbures en C7- est recyclée dans l’étage d’oligomérisation 22A, une autre partie étant éventuellement récupérée sous forme d’essence. La fraction 128 forme le courant d’hydrocarbures à hydrogéner 24. Une septième installation 160 destinée à la mise en œuvre d’un septième procédé selon l’invention est décrite sur la figure 7. Le septième procédé selon l’invention diffère du sixième procédé mis en œuvre dans l’installation 150 en ce qu’à l’étage de séparation additionnelle 122, le produit 146 du réacteur d’oligomérisation et le produit 152 du réacteur d’alkylation sont séparés en la fraction 126 d’hydrocarbures en C7-, prise en tête de colonne, en une fraction 162 d’hydrocarbures en C8 à C16, prise à un étage intermédiaire de la colonne et en une fraction 164 d’hydrocarbures en C17+, prise en pied de colonne. Comme décrit précédemment, au moins une partie 150 de la fraction 126 d’hydrocarbures en C7- est recyclée dans l’étage d’oligomérisation 22A. La fraction 162 d’hydrocarbures en C8 à C16 est introduite à l’étage d’hydrogénation 26 pour être hydrogénée. La fraction 164 d’hydrocarbures en C17+ est recyclée au moins partiellement à l’étage de conversion 12. Ainsi, les hydrocarbures lourds présents dans la fraction d’hydrocarbures en C17+ sont re-craqués à l’étage de conversion 12. Ceci augmente la quantité de fraction carburéacteur 34 produite. Dans tous les cas décrits précédemment, la fraction carburéacteur 34 produite par les procédés précités peut être utilisée en tant que telle, de manière pure, comme un carburéacteur d’aéronef destiné à propulser un moteur d’aéronef, ou en mélange avec un carburéacteur issu de la distillation du pétrole. La fraction carburéacteur ou son mélange est avantageusement un carburant d’aviation renouvelable (« Sustainable Aviation Fuel ») dont la composition est similaire aux SAF décrits selon la Norme ASTM D7566. Le mélange comprend au moins 5 % en masse, notamment au moins 10 % en masse de la fraction carburéacteur 34. Grâce à l’invention qui vient d’être décrite, il est possible de disposer de procédés simples et efficaces pour fabriquer un carburéacteur à partir d’un flux d’alcool en C1 à C6 qui est de préférence de source renouvelable, notamment issus de la fermentation, ou/et généré par conversion d’oxyde de carbone ou de dioxyde de carbone capturé dans l’atmosphère en présence d’hydrogène. La fraction carburéacteur issue du procédé selon l’invention présente une empreinte carbone très réduite, puisqu’elle n’est pas issue de dérivés du pétrole, mais au contraire de sources contribuant à réduire la quantité de dioxyde de carbone présent dans l’atmosphère. La fraction carburéacteur 34 produite par le procédé selon l’invention est en outre fabriquée de manière très économique et peut dans certains cas être utilisée en tant que telle, sans purification supplémentaire ou sans mélange, comme carburant de propulsion de moteur d’aéronef. EXEMPLES Des exemples particuliers non limitatifs de mise en œuvre de l’étape (a) de conversion, des étapes conjointes (c) et (d) d’oligomérisation et d’alkylation et de l’étape (f) d’hydrogénation vont maintenant être décrits. Etape (a) de conversion PREPARATION DE CATALYSEURS Un échantillon de zéolite ZSM-5 (Si/Al=12) sous forme H (contenant 445 ppm de Na, moins de 25 ppm de K, 178 ppm de Fe, 17 ppm de Ca et synthétisé sans matrice) a été cuit à la vapeur à 550° C pendant 6 h dans 100% H2O à pression atmosphérique. L'échantillon est ci-après identifié comme l'échantillon A. Le solide A cuit à la vapeur a été soumis à un contact avec une solution 3,14 M de H3PO4 pendant 4 h dans des conditions de reflux (4,2 ml/g de zéolite). Ensuite, le solide A a été séparé de la phase liquide à température ambiante par filtration de la solution. Le matériau obtenu a été séché à 200°C pendant 16h. L'échantillon est ci-après identifié comme l'échantillon B. EXEMPLE 1 DE CATALYSEUR 490 g d'échantillon B ont été mélangés avec 490 g de liant spécifique (P = 15.9 % en masse, Si = 13.2% , Mg = 0,27%, Al = 0,15% en masse, K = 230 ppm, Na = 230 ppm, Ca = 19.2 % en masse), 588,3 g de sol de silice à faible teneur en sodium contenant 34 % en masse de SiO2, 6 g de xonotlite et 2 à 3 % en masse d'additifs d'extrusion. Le mélange a été agité pendant 30 min et extrudé. Le liant spécifique a été réalisé par mélange de la masse équivalente de NH4H2PO4 et de la xonotlite en milieu aqueux à température ambiante (1g de solide / 4 ml d'eau). Après agitation pendant 60 minutes, la xonotlite phosphatée a été séparée du liquide par filtration et séchée. Le produit séché a été utilisé comme composant d'extrusion. Le solide extrudé a été séché 24 h à température ambiante, puis 16 h à 200°C suivi d'un lavage avec de l'eau déminéralisée à température ambiante et ensuite séché à 110°C pendant une nuit. Une étape supplémentaire de lavage à température ambiante est ensuite réalisée à l'aide d'eau déminéralisée à pH 3,08. Le catalyseur est ensuite séché à 110°C pendant une nuit et calciné à 700°C pendant 2 heures EXEMPLE 2 DE CATALYSEUR 320 g d'échantillon B ont été mélangés avec 400 g de liant spécifique (P = 15.9 % en masse, Si = 13.2, Mg = 0,27, Al = 0, 15 % en masse, K = 230 ppm, Na = 230 ppm, Ca = 19.2 % en masse), 165 ml de H2O, 235 g de sol de silice à faible teneur en sodium contenant 34 % en masse de SiO2 et 2 à 3 % en masse d'additifs d'extrusion. Le mélange a été agité pendant 30 min et extrudé. Le liant spécifique a été réalisé par mélange de la masse équivalente de (NH4)H2PO4 (dihydrogénophosphate d’ammonium) et de la xonotlite en milieu aqueux à température ambiante (1g de solide / 4 ml d'eau). Après agitation pendant 60 minutes, la xonotlite phosphatée a été séparée du liquide par filtration et séchée. Le produit séché a été utilisé comme composant d'extrusion. Le solide extrudé a été séché 24 h à température ambiante, puis 16 h à température élevée suivi d'un lavage et d'un traitement thermique à la vapeur à 600°C pendant 2 h. L'échantillon ci-après identifié comme échantillon E. EXEMPLE 3 DE CATALYSEUR 356 g de l'échantillon A ont été extrudés avec 338,7 g de Nyacol (sol de SiO2 à 40 % en masse), 311,3 g de silice fumée (FK500), 480 ml de H2O et 2 à 3 % d'additifs d'extrusion. Le solide extrudé a été séché 24h à température ambiante, puis 16h à 110°C suivi de calcinations à 500°C pendant 10h. L'échantillon final contenait 40 % en masse de zéolite et 60 % en masse de liant SiO2. L'échantillon extrudé a été soumis à un échange d'ions avec NH4CI 0,5 M dans des conditions de reflux pendant 18 heures suivi d'un lavage à l'eau, d'un séchage à 110°C pendant 16 heures et de calcinations à 450°C pendant 6 heures. L'échantillon mise en forme et échangé a été traité avec du H3PO43,1 M dans des conditions de reflux pendant 4 h (1 g/4,2 ml), suivi d'un refroidissement, d'une filtration et d'un séchage à 110 °C pendant 16 h. L'échantillon phosphaté a été lavé à température ambiante avec une solution 0,1 M d'acétate de calcium pendant 2 h (1 g/4,2 ml). Ensuite, l'échantillon lavé a été séché à 110°C pendant 16h et traité thermiquement à la vapeur dans 100% en masse d’H20 pendant 2h à 600°C. EXEMPLE 4 DE CATALYSEUR 150g de l'échantillon B ont été soumis à un contact avec 630 ml de solution aqueuse contenant 1,5 g de xonotlite dispersée suivi de l'ajout de 450 g de sol de silice à faible teneur en sodium (34 % en masse de SiO2 dans l'eau, 200 ppm de Na). Ensuite, la solution a été agitée pendant une heure et séchée par atomisation. Le solide séché par atomisation a été lavé avec de l'eau à température ambiante pendant 2 heures suivi d'une filtration, d'un séchage à 110°C pendant 16 heures et de calcinations à 700°C. EXEMPLE 5 DE CATALYSEUR 100 g de l'échantillon A ont été soumis à un contact avec 25 g de H3PO4 à 85 % en masse dans des conditions de reflux pendant 4 heures, suivi d'un refroidissement et de l'ajout de 120 ml de solution aqueuse contenant 7 g de xonotlite dispersée. La bouillie résultante a été maintenue sous agitation pendant environ 1 h, suivi de l'ajout de 300 g de sol de silice à faible teneur en sodium (34 % en masse de SiO2 dans l'eau, 200 ppm de Na). Ensuite, la solution a été agitée pendant une heure et séchée par atomisation. Le solide séché par atomisation a été séché à 200 °C pendant 16 h et lavé avec de l'eau à température ambiante pendant 2 h suivi d'une filtration, d'un séchage et de calcinations à 700°C pendant 2h. EXEMPLE 6 DE CATALYSEUR 75 g de l'échantillon A ont été introduits dans une solution contenant 14,25 g de H3PO4 à 85 % en masse et 300 ml d'eau déminéralisée. La suspension est agitée au reflux pendant 2h. Puis 4,125 g de CaCO3 ont été ajoutés à la suspension. Le chauffage de la solution a été arrêté, tout en maintenant l'agitation du mélange jusqu'à une température inférieure à 30°C. Cela a conduit à la suspension A. Une solution est ensuite préparée en mélangeant 450 g de sol de silice à faible teneur en sodium (34 % en masse de SiO2 dans l'eau, 200 ppm de Na) et 4,5 g de H3PO4 (85 % en masse) sous agitation à température ambiante pendant 30 minutes. Cela a conduit à la suspension B. Les suspensions A et B sont ensuite mélangées ensemble et 120 ml d'eau déminéralisée sont ajoutés. Ensuite, la solution a été agitée pendant une heure et séchée par atomisation. Le solide séché par atomisation a été séché à 200°C pendant 16h et lavé avec de l'eau à température ambiante pendant 2h suivi d'une filtration, d'un séchage et de calcinations à 700°C pendant 2h. MISE EN ŒUVRE DE L’ETAPE (a) DE CONVERSION Les tests de catalyseur ont été effectués sur 2 g (particules de 35 mesh à 45 mesh) de catalyseur avec une charge de méthanol essentiellement pur, à Tinjection = 550 °C et à une pression de 0,5 barg et une vitesse spatiale horaire (WHSV = 1,6 h ^-1 ), dans un réacteur à lit fixe en acier inoxydable à flux descendant. Avant l'essai catalytique, tous les catalyseurs ont été activés dans un courant de N2 (5 NI/h) jusqu'à la température de réaction. L'analyse des produits a été effectuée en ligne par un chromatographe en phase gazeuse équipé d'une colonne capillaire. Les performances catalytiques du catalyseur dans le tableau 1 sont données sur le carbone, sur une base sèche et sur une base sans coke. Les résultats sont donnés pour la performance moyenne du catalyseur pendant les 4 premières heures de fonctionnement [Tableau 1] Performances de l’étape (a) – 550°C -0,5barg Etapes conjointes (c) et (d) d’oligomérisation et d’alkylation et étape (f) d’hydrogénation PROPRIETES DE LA CHARGE UTILISEE POUR LA MISE EN ŒUVRE DES ETAPES (c) ET (d) Les propriétés de la charge utilisée sont les suivantes : [Tableau 2] La composition détaillée de la charge a été déterminée par la méthode GC. [Tableau 3] OLIGOMERISATION ET ALKYLATION 100mL de catalyseur silice-alumine amorphe (ASA) dilué avec 100mL de matériau inerte (SiC 0.21mm) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe de 18mm de diamètre intérieur. Avant le test, le catalyseur a été activé à 250°C (10°C/h) sous 135NL/h d'azote pendant 8 heures. La température a ensuite été abaissée jusqu'au 40°C au début du programme de test. 100 mL de catalyseur à base de ZSM-5 (80 % en masse de MFI ayant un rapport silice- alumine de 80 % à 20 % en masse de liant d'alumine) dilué avec 100 mL de matériau inerte (SiC 0,21 mm) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe de diamètre intérieur 18 mm. Avant le test, le catalyseur a été activé à 400°C (60°C/h) sous 160NL/h d'azote pendant 2 heures. La température a ensuite été abaissée jusqu'au 40°C au début du programme de test. HYDROGENATION Un fractionnement est effectué sur le produit de l’oligomérisation pour récupérer les coupes oligomérisées 145+ et 165°C+ qui sont hydrotraitées sur un catalyseur NiMo. Les conditions opératoires suivantes ont été choisies : 80 barg, une vitesse spatiale horaire en liquide LHSV de 1 h ^{- 1} , rapport volumique H2/hydrocarbures de 500 NL/L, en une passe sans recycle et la température a été augmentée de 250°C à 270°C. EXEMPLE 1 - PERFORMANCES OBTENUES AVEC UN CATALYSEUR À BASE DE ZÉOLITHE La charge a été traitée dans les conditions opératoires suivantes : 55barg, vitesse spatiale horaire en liquide LHSV de 1h ^-1 et à des températures allant de 240°C à 280°C. [Tableau 4] La conversion des oléfines légères (oléfines C4-C8) varie de 65 % en masse à 240°C à 91 % en masse à 280°C. Les oléfines en C9+ ne sont pas prises en compte dans le calcul de conversion car elles peuvent résulter de l'oligomérisation des oléfines légères (C4 et C5) présentes dans la charge. A 240°C, la conversion des oléfines C5-C7 est supérieure à 88 % en masse. Les oléfines peuvent soit réagir par oligomérisation, soit par alkylation avec des composés aromatiques. Il a été observé que la conversion des aromatiques varie de 10 % en masse à 240°C à 26 % en masse à 280°C ( voir tableau 5 ci-dessous). Les aromatiques sont bien présents dans les fractions 170-FBP, ce qui indique qu'une alkylation a bien lieu. [Tableau 5] EXEMPLE 2 - PERFORMANCES OBTENUES AVEC UN CATALYSEUR SILICE- ALUMINE AMORPHE (ASA) La charge a été traitée dans les conditions opératoires suivantes : 25 barg, vitesse spatiale horaire en liquide LHSV de 1h ^-1 et températures allant de 180°C à 220°C. [Tableau 6] La conversion des oléfines légères (oléfines C4-C8) varie de 80 % en masse à 180°C à près de 100°C à 220°C. Les oléfines en C9+ ne sont pas prises en compte dans le calcul de conversion car elles peuvent résulter de l'oligomérisation des oléfines légères (C4 et C5) présentes dans la charge. A 180°C, la conversion des oléfines C5-C7 est supérieure à 80 % en masse. Les oléfines peuvent soit réagir par oligomérisation, soit par alkylation avec des composés aromatiques. Il a été observé que la conversion des aromatiques varie de 28 % en masse à 180°C à 33 % en masse à 220°C (voir tableau 7 ci-dessous). Les aromatiques sont bien présents dans les fractions FBP à 170°C, ce qui indique qu'une alkylation a bien lieu. [Tableau 7] Les coupes 145+ ont été hydrotraitées à l'aide d'un catalyseur NiMo selon les conditions décrites ci-dessus. Les propriétés de la coupe hydrogénée sont décrites dans le tableau 8 et la composition détaillée est rassemblée dans le tableau 9. [Tableau 8] [Tableau 9] Composition des effluents telle que déterminée par GCxGC EXEMPLE ADDITIONNEL DE MISE EN ŒUVRE DE L’ETAPE (a) DE CONVERSION EXEMPLE DE CATALYSEUR 75 g de l'échantillon A ont été introduits dans une solution contenant 14,25 g de H3PO4 à 85 % en masse et 225 ml d'eau déminéralisée. La suspension est agitée au reflux pendant 4h. Puis 4,9 g de CaCO3 ont été ajoutés à la suspension. Le chauffage de la solution a été arrêté, tout en maintenant l'agitation du mélange jusqu'à une température inférieure à 30°C. Cela a conduit à la suspension S1. Une solution est ensuite préparée en mélangeant 450 g de sol de silice à faible teneur en sodium (34 % en masse de SiO2 dans l'eau, 200 ppm de Na) et 4,5 g de H3PO4 (85 % en masse) sous agitation à température ambiante pendant 30 minutes. Cela a conduit à la suspension S2. Les suspensions S1 et S2 sont ensuite mélangées pour former une solution. Ensuite, la solution a été agitée pendant une heure et séchée par atomisation pour conduire au catalyseur X. MISE EN ŒUVRE DE L’ETAPE (a) DE CONVERSION Les tests 1 à 3 décrits ci-après ont été effectués en lit fixe passivé avec de la céramique, chargé avec 1,31 g de catalyseur X décrit ci-dessus en mélange avec du SiC. Le lit catalytique est maintenu en place à l’aide de laine de quartz. L’alcool est introduit en tête du réacteur avec un débit de 0.05 mol Methanol/h/g _catalyseur . Une dilution à l’azote peut être ajoutée. Dans ce dernier cas, la pression partielle en alcool est différente de la pression totale, comme visible dans les tableaux ci-dessous. La pression totale a été variée (1,3 bara, 5 bara et 10 bara) ainsi que la température (450°C, 500°C, 550°C). Avant l'essai catalytique, le catalyseur est activé sous N2 (5 NI/h) jusqu'à la température de réaction. L'analyse des produits a été effectuée en combinant une analyse en ligne via micro- chromatographie en phase gazeuse du flux de sortie du réacteur et une analyse hors ligne par chromatographie en phase gazeuse couplée à un détecteur à ionisation de flamme (GC-FID) du liquide généré par la réaction. Le micro-chromatographie en phase gazeuse utilisée présente quatre modules : - Module 1 équipé avec une colonne capillaire tamis moléculaire (« Molecular Sieve ») pour la séparation O2, N2, H2, CO et CH4 - Module 2 équipé avec une colonne capillaire au polystyrène-divinylbenzène greffé (« Plot Q ») pour séparer MeOH, diméthyléther (DME), les hydrocarbures en C1 à C3 et CO2, - Module 3 équipé avec une colonne capillaire alumine pour la séparation des hydrocarbures en C2 à C5 - Module 4 équipé avec une colonne de type silice fondu ou « Stabilwax » pour séparer l’eau et les hydrocarbures en C6+ Les résultats sont illustrés par le tableau ci-dessous qui donne la sélectivité en pourcentage massique pour un flux de méthanol : [Tableau 10] Les graphes (a) à (e) illustrés sur la figure 10 montrent l’impact de la pression partielle en alcool et de la température sur les sélectivités en éthylène (graphe (a)), en propylène et en butène (graphe (b)), en oléfines en C5+ (graphe (c)), en paraffines en C5+ (graphe (d)), et en aromatiques benzène, toluène, xylène (graphe (e)). Sur chaque graphe, la vitesse spatiale horaire de méthanol rapportée à la masse de catalyseur WHSV(MeOH) est de 1,6/h. Les triangles pleins correspondent à une température de 550°C, les triangles vides correspondent à une température de 500°C et les losanges vides correspondent à une température de 450°C. Ces exemples illustrent que dans la gamme de température mentionnée plus haut, notamment de 300°C à 600°C, notamment entre 330°C et 550°C, en particulier entre 350°C et 500°C ou entre 410°C et 580°C, avec une pression partielle en méthanol dans la gamme mentionnée plus haut, notamment la plage de 100 kPa à 5 MPa, de préférence 100 kPa à environ 1,0 MPa, avec un catalyseur de type zéolite modifié par du phosphore, on produit selon l’invention à l’étape (a) de conversion, un mélange de paraffines, d’oléfines, d’aromatiques et d’eau, le rapport de la masse d’oléfines en C3+ sur la masse totale d’oléfines étant supérieur ou égal à 0,8. Il en est de même en partant d’un flux d’éthanol, comme l’illustrent les trois tests 1E, 1F et 1G ci-dessous. Les conditions de test et les résultats de sélectivité sont les suivants :

[Tableau 11] Dans une variante, un test 1H a été également effectué en lit fluidisé sur 7.2g de catalyseur X avec un flux de méthanol à convertir. Pour garantir les propriétés de fluidisation adéquates, le débit d’azote a été fixé à 23.8mL/min, et l’alcool est co-injecté au niveau du bas du réacteur. Les conditions de test et les résultats de sélectivité sont les suivants : [Tableau 12] Avant l'essai catalytique, le catalyseur a été activé sous N2 (5 NI/h) jusqu'à la température de réaction. EXEMPLE ADDITIONNEL DE MISE EN ŒUVRE DE L’ETAPE D’OLIGOMERISATION D’une part, 40 mL de catalyseur à base de ZSM-5 (80 % en masse de MFI et 20% de liant alumine) taillé de 2 mm à 4 mm, dilué avec 40 mL de matériau inerte (SiC taillé de 1 mm à 1,4 mm) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe de diamètre intérieur 16 mm. Avant le test, le catalyseur a été activé à 400°C (60°C/h) sous 160NL/h d'azote pendant 2 heures. La température a ensuite été abaissée à 40°C avant d’introduire la charge et de remonter la température aux conditions de test. D’autre part, 40 mL de catalyseur à base de BEA (80 % en masse de BEA et 20% de liant alumine) taillé 2-4mm dilué avec 40 mL de matériau inerte (SiC 0,21 mm) ont été chargés dans un réacteur tubulaire à lit fixe de diamètre intérieur 16 mm. Avant le test, le catalyseur a été activé à 400°C (60°C/h) sous 160NL/h d'azote pendant 2 heures. La température a ensuite été abaissée à 40°C avant d’introduire la charge et de remonter la température aux conditions de test. La composition de la charge utilisée est la suivante pour les tests des deux catalyseurs à 55 barg: [Tableau 13] Les structures de rendements sont estimées sur base des points de coupe suivants Légers : IBP-80°C Naphta : 80°C-145°C Carburéacteur : 145°C-300°C Diesel : > 300°C EXEMPLE OLIGO-1 - PERFORMANCES OBTENUES AVEC DU CATALYSEUR À BASE DE ZSM-5 La charge a été traitée dans les conditions opératoires suivantes : 55 barg, vitesse spatiale horaire en liquide LHSV de 1h ^-1 et à des températures allant de 180°C à 240°C. La conversion des oléfines légères (oléfines en C3 à C6) est représentée sur la figure 11. Elle est au-dessus de 90% en masse pour des températures au-delà de 220°C. A 220°C, la conversion des butènes et des hexènes diminue avec le temps. En termes de structure de rendement, une fois la contribution du diluant (n-heptane en l’occurrence) soustraite, les rendements à 220°C sont les suivants : [Tableau 14] EXEMPLE OLIGO-2 - PERFORMANCES OBTENUES AVEC LE CATALYSEUR À BASE DE BEA La charge a été traitée dans les conditions opératoires suivantes : 55 barg, vitesse spatiale horaire en liquide LHSV de 1/h et à des températures allant de 150°C à 220°C. La conversion des oléfines légères en C5 et C6 est représentée sur la figure 12. Elle est au-dessus de 90 % en masse pour des températures à partir de 200°C. Les oléfines peuvent soit réagir par oligomérisation, soit par alkylation avec des composés aromatiques. Les composés aromatiques sont partiellement convertis et à iso- température, le degré de conversion de ces aromatiques décroit avec le temps, comme illustré par la Figure 13. En termes de structure de rendement, une fois la contribution du diluant (n-heptane en l’occurrence) soustraite, les rendements à 200°C sont les suivants : [Tableau 15] Ces résultats montrent que pour les conditions d’oligomérisation et d’alkylation définies plus haut, notamment pour des températures de 150°C à 400°C, de préférence de 180°C à 350°C, de manière encore préférée de 180°C à 290°C, pour une vitesse spatiale horaire (weight hourly space velocity, WHSV) de la charge comprise par exemple de 0,1 h ^-1 à 20 h ^-1 , de préférence de 0,5 h ^-1 à 10 h ^-1 , de manière encore préférée de 0,8 h ^-1 à 5 h ^-1 avec des catalyseurs de type zéolite, il est possible de convertir très efficacement une charge obtenue à l’issue de l’étape (a) en une quantité significative de carburéacteur.