Brevet FR2777290A1 — publié le 19991015

La présente invention concerne le domaine des carburants pour moteurs à combustion interne. Elle concerne plus particulièrement la fabrication d'un carburant pour moteur à allumage par compression et le carburant ainsi obtenu. Actuellement les coupes gazoles, qu'elles proviennent de la distillation directe d'un pétrole brut ou qu'elles soient issues d'un procédé de conversion tel qu'un craquage catalytique, contiennent encore des quantités non négligeables de composés aromatiques, de composés azotés et de composés soufrés. Dans le cadre législatif actuel de la majorité des pays industrialisés, le carburant utilisable dans les moteurs doit contenir une quantité de soufre inférieure à 500 parties par million en poids (ppm). Dans la grande majorité de ces pays il n'y a pas pour l'instant de normes imposant une teneur maximale en composés aromatiques et en azote. On constate cependant que plusieurs pays ou états, à l'instar de la Suède et de la Californie, envisagent de limiter la teneur en composés aromatiques à une valeur inférieure à 20 % en poids, voire même inférieure à 10 % et certains experts pensent même que cette teneur pourrait être limitée à 5 %. En Suède en particulier certaines classes de carburant diesel doivent déjà répondre à des spécifications très sévères. C'est ainsi que dans ce pays le carburant diesel de classe Il ne doit pas contenir plus de 50 ppm de soufre et plus de 10 % en poids de composés aromatiques et celui de classe I ne doit pas contenir plus de 10 ppm de soufre et de 5 % en poids de composés aromatiques. Actuellement en Suède le carburant diesel de classe III doit contenir moins de 500 ppm de soufre et moins de 25% en poids de composés aromatiques. Des limites similaires sont également à respecter pour la vente de ce type de carburant en Californie. Pendant ce temps les motoristes de plusieurs pays font pression pour que les législations obligent les pétroliers à produire et à vendre un carburant dont l'indice de cétane a une valeur minimum. Actuellement la législation française exige un indice de cétane minimum de 49, mais il est prévisible que dans un futur proche cet indice minimum soit d'au moins 50 (comme cela est déjà le cas pour le carburant de classe I en Suède) et même vraisemblablement d'au moins 55 et plus vraisemblablement compris entre 55 et 70. De nombreux spécialistes envisagent sérieusement la possibilité d'avoir dans le futur une norme imposant une teneur en azote inférieure par exemple à environ 200 ppm et même certainement inférieure à 100 ppm en poids. En effet une faible teneur en azote 2 2777290 permet d'obtenir une meilleure stabilité des produits et sera généralement recherchée aussi bien par le vendeur du produit que par le fabriquant. Il est donc nécessaire de mettre au point un procédé fiable et efficace permettant d'obtenir un produit ayant des caractéristiques améliorées aussi bien en ce qui concerne l'indice de cétane que les teneurs en composés aromatiques, en soufre et en azote. Ces coupes gazoles proviennent soit de distillation directe de brut, soit de craquage catalytique: c'est-à-dire des coupes de distillats légers (initiales anglo-saxonnes LCO pour Light Cycle Oil), des coupes de fractions lourdes (initiales anglo-saxonnes HCO pour Heavy Cycle Oil), soit d'un autre procédé de conversion (cokéfaction, viscoréduction, hydroconversion de résidu etc.) ou encore de gazoles issus de distillation de pétrole brut aromatique ou naphténoaromatique de type Hamaca, Zuata, El Pao. Il est particulièrement important de produire un effluent directement et intégralement valorisable en tant que coupe carburant de très haute qualité. Les procédés classiques permettent l'amélioration de l'indice de cétane dans une mesure qui satisfait aux spécifications actuelles d'indice de cétane pour la plupart des charges. Cependant, dans le cas des coupes gazoles provenant d'un procédé de conversion de type craquage catalytique, cette augmentation atteint une limite qui ne peut être dépassée par les enchaînements classiques de procédés. En outre, un avantage bien connu de ces catalyseurs est qu'une durée prolongée d'utilisation est possible sans qu'une désactivation soit à noter. L'art antérieur révèle des procédés d'hydrogénation de coupes pétrolières particulièrement riches en composés aromatiques qui utilisent un catalyseur, par exemple le brevet US 5037532 ou la publication "Proceeding of the 14th World Petroleum Congress, 1994, p.19- 26" décrivent des procédés qui conduisent à l'obtention de coupes hydrocarbonées, une augmentation de l'indice de cétane est obtenue par une hydrogénation poussée des composés aromatiques. La présente invention se démarque de l'art antérieur par le fait qu'elle combine un hydrocraquage à une hydrogénation. 3 2777290 On a maintenant cherché à obtenir des carburants qui présentent un indice de cétane du même ordre que ceux obtenus par les procédés classiques d'hydrogénation mais sans avoir recours à une hydrogénation trop poussée. Ces carburants, qui n'ont pas subi d'hydrogénation trop poussée, contiennent encore une quantité de composés aromatiques qui peut être importante mais qui peut aussi être réduite en fonction des spécifications sur l'indice de cétane et éventuellement sur la teneur en composés aromatiques des carburants en vigueur dans les différents pays ou états. Plus précisément l'invention concerne un procédé de conversion d'une coupe gazole en un carburant à haut indice de cétane, désaromatisé, désulfuré et possédant de bonnes qualités à froid, ce procédé comprenant les étapes suivantes: a) au moins une première étape dite d'hydrogénation dans laquelle on fait passer ladite coupe gazole, en présence d'hydrogène, sur un catalyseur comprenant un support minéral amorphe, au moins un métal ou composé de métal du groupe VIB de la classification périodique des éléments (Handbook of Chemistry and Physics, 76h Edition, 1995-1996) en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini d'environ 0,5 à 40%, au moins un métal ou composé de métal non noble du groupe VIII de ladite classification périodique en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini d'environ 0,01 à 30% et du phosphore ou au moins un composé de phosphore en quantité exprimée en poids de pentoxyde de phosphore par rapport au poids du support d'environ 0,001 à 20 % et b) au moins une deuxième étape dite d'hydrocraquage dans laquelle on fait passer le produit hydrogéné issu de la première étape, en présence d'hydrogène, sur un catalyseur comprenant un support minéral en partie zéolithique, au moins un métal ou composé de métal du groupe VIB de la classification périodique des éléments en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini d'environ 0,5 à 40% et au moins un métal non noble ou composé de métal non noble du groupe VIII en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini d'environ 0,01 à 20%. Ce procédé en deux étapes comprend essentiellement une hydrogénation importante ou ménagée des composés aromatiques -selon la teneur en composés aromatiques que 4 2777290 l'on veut obtenir dans le produit final-, puis un hydrocraquage destiné à ouvrir les naphtènes produits dans la première étape de manière à former des paraffines. Ces charges sont traitées à l'hydrogène en présence de catalyseurs, ce traitement permet d'hydrogéner les composés aromatiques présents dans la charge, il permet aussi d'effectuer simultanément une hydrodésulphuration et une hydrodéazotation. Selon le procédé de la présente invention, les conditions opératoires de l'hydrogénation sont les suivantes: la vitesse spatiale (V.V.H.) est comprise entre 0,1 et 30 volumes de charge liquide par volume de catalyseur et par heure et de préférence compris entre 0,2 et 10; la température d'entrée dans le réacteur est comprise entre 250 et 450 C et de préférence comprise entre 320 et 400 C; la pression au réacteur est comprise entre 0,5 et 20 MPa et de préférence comprise entre 4 et 15 MPa; le recyclage d'hydrogène pur est compris entre 100 et 2 500 Nm3/m3 de charge et de préférence entre 200 et 2100 Nm3/m3, et encore plus avantageusement inférieur à 2000 Nm3/m3. Le catalyseur d'hydrogénation comprend, sur un support minéral amorphe, au moins un métal ou composé de métal du groupe VIB de la classification périodique des éléments tel que le molybdène ou le tungstène, en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini comprise entre 0,5 et 40% et de préférence entre 2 à %, au moins un métal ou composé de métal non noble du groupe VIII de ladite classification périodique tel que le nickel, le cobalt ou le fer en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini compris entre 0,01 et 30% et de préférence comprise entre 0,1 et 10%, du phosphore ou au moins un composé de phosphore en une quantité exprimée en poids de pentoxyde de phosphore par rapport au poids du support comprise entre 0,001 et 20 %. Le catalyseur peut aussi contenir du bore ou au moins un composé du bore en une quantité exprimée en poids de trioxyde de bore par rapport au poids du support comprise entre 0,001 et 10 %. Le support minéral amorphe sera par exemple de l'alumine ou de la silice-alumine. Selon une forme particulière de l'invention, on utilisera de l'alumine gamma cubique qui présente de préférence une surface spécifique d'environ 50 à 500 m2/g. Le catalyseur d'hydrogénation utilisé dans la présente invention est de préférence soumis à un traitement de sulfuration permettant de transformer, au moins en partie, les espèces métalliques en sulfure avant leur mise en contact avec la charge à traiter. Ce 2777290 traitement d'activation par sulfuration est bien connu de l'Homme du métier et peut être effectué par toute méthode déjà décrite dans la littérature. Une méthode de sulfuration classique bien connue de l'homme du métier consiste à chauffer le catalyseur en présence d'hydrogène sulfuré ou d'un précurseur d'hydrogène sulfuré à une température comprise entre 150 et 800 C, de préférence entre 250 et 600 C, généralement dans une zone réactionnelle à lit traversé. Par "précurseur d'hydrogène sulfuré" au sens de la présente description, on entend tout composé susceptible de réagir, dans les conditions opératoires de la réaction pour donner de l'hydrogène sulfuré. Les produits hydrogénés provenant de la première étape peuvent subir ou non un traitement choisi dans le groupe formé par les séparations gaz-liquide et les distillations. La phase liquide subit ensuite un hydrocraquage selon l'étape b) de la présente invention. Selon le procédé de la présente invention, les conditions opératoires de l'hydrocraquage sont les suivantes: la vitesse spatiale (V.V.H.) est d'environ 0,1 à 30 volumes de charge liquide par volume de catalyseur et par heure et de préférence comprise entre 0,2 et 10, la température d'entrée dans le réacteur est comprise entre 250 à 450 C et de préférence entre 300 et 400 C; la pression au réacteur est comprise entre 0,5 et 20 MPa et de préférence entre 4 et 15 MPa et de manière encore plus préférée entre 7 et MPa; le recyclage d'hydrogène pur est comprise entre 100 à 2200 Nm3/m3 de charge. Le catalyseur de la deuxième étape comprend généralement au moins une zéolithe, au moins un support et au moins une fonction hydro-déshydrogénante. Une zéolithe acide est particulièrement avantageuse dans ce type de réalisation, on utilisera par exemple une zéolithe de type faujasite, et de préférence une zéolithe Y. La teneur pondérale en zéolithe est comprise entre 0,5 et 80% et de préférence entre 3 et % par rapport au catalyseur fini. Avantageusement, on utilisera une zéolithe Y de paramètre cristallin 24,14 x 1010 m à 24,55 x 10'10 m. 6 2777290 La fonction hydro-déshydrogénante du catalyseur peut être avantageusement assurée par une combinaison de métaux: aussi, le catalyseur contient au moins un oxyde ou un sulfure de métal du groupe VIB tel que le molybdène ou le tungstène en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini comprise entre 0, 5 à 40% et au moins un métal non noble ou composé de métal non noble du groupe VIII tel que le nickel, le cobalt ou le fer en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini comprise entre 0,01 et 20% et de façon préférée entre 0,1 et %. Ces métaux sont déposés sur un support choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, la silice-alumine, l'oxyde de bore, la magnésie, la silice-magnésie, le zircone, I'oxyde de titane, I'argile, seuls ou en mélanges, ce support représentant le complément à 100% des autres constituants du catalyseur. Le catalyseur d'hydrocraquage utilisé dans la présente invention est de préférence soumis à un traitement de sulfuration permettant de transformer, au moins en partie, les espèces métalliques en sulfures avant leur mise en contact avec la charge à traiter. Ce traitement d'activation par sulfuration est bien connu de l'Homme du métier et peut être effectué par toute méthode déjà décrite dans la littérature. Une méthode de sulfuration classique bien connue de l'homme du métier consiste à chauffer le catalyseur en présence d'hydrogène sulfuré ou d'un précurseur d'hydrogène sulfuré à une température comprise entre 150 et 800 C, de préférence entre 250 et 600 C, généralement dans une zone réactionnelle à lit traversé. Selon le brevet US-5525209, une zéolithe acide HY particulièrement avantageuse est caractérisée par différentes spécifications: un rapport molaire SiO2/AI203 compris entre 8 et 70 et de manière préférée entre 12 et 40: une teneur en sodium inférieure à 0,15% poids déterminée sur la zéolithe calcinée à 1100 C; un paramètre cristallin "a" de la maille élémentaire compris entre 24,55 x 10-10 m et 24,24 x 10'1 m et de manière préférée entre 24,38 x 10 -10 m et 24,26 x 10 -10 m; une capacité CNa de reprise en ions sodium, exprimée en gramme de Na par 100 grammes de zéolithe modifiée, neutralisée puis calcinée, supérieure à 0, 85; une surface spécifique déterminée par la méthode B.E.T. supérieure à environ 400 m2/g et de préférence supérieure à 550 m2/g, une capacité d'adsorption de vapeur d'eau à 25 C pour une pression partielle de 2,6 torrs (34,6 MPa), supérieure à environ 6%, une répartition poreuse comprenant entre 1 et 20% et de préférence entre 3 et 15% du volume poreux contenu dans des pores de diamètre situé entre 20 x 10 -10 m et 7 2777290 x 10-10 m, le reste du volume poreux étant en majeure partie contenu dans les pores de diamètre inférieur à 20 x 10 -10 m. Généralement la zéolithe Y-Na à partir de laquelle on prépare la zéolithe HY possède un rapport molaire SiO2/AI203 compris entre environ 4 et 6; il conviendra au préalable d'en abaisser la teneur en sodium (poids) à une valeur de l'ordre de 1 à 3 % et de préférence à moins de 2, 5%; la zéolithe Y-Na possède en outre généralement une surface spécifique comprise entre 750 m2/g et 950 m2/g environ Plusieurs variantes de préparations existent qui font généralement suivre le traitement hydrothermique de la zéolithe par un traitement acide. La présente invention permet d'obtenir des coupes gazoles dont l'indice de cétane, et éventuellement la teneur en composés aromatiques, sont améliorés de telle façon que ces coupes pourront atteindre les spécifications actuelles et futures. Ces coupes gazole sont directement commercialisables. La présente invention permet de valoriser au maximum tous les produits contenus dans la coupe de pétrole traitée. Le rendement en produits valorisables est proche de 99 % par rapport à la quantité d'hydrocarbures; contrairement aux autres procédés classiques, il n'y a pas de déchets liquides ou solides à incinérer. Les charges gazoles à traiter sont, de préférence, des gazoles légers, comme par exemple des gazoles de distillation directes, des gazoles de craquage catalytiques fluide (initiales anglo-saxonnes FCC pour Fluid Catalytic Cracking) ou (LCO). Elles présentent généralement un point d'ébullition initial d'au moins 180 C et final d'au plus 370 C. La composition pondérale de ces charges par familles d'hydrocarbures est variable selon les intervalles. Dans une composition typique habituellement rencontrée, les teneurs en paraffines sont comprises entre 5,0 et 30,0%, en naphtènes entre 5,0 et ,0 % et en composés aromatiques entre 40,0 et 80,0%. Les exemples qui suivent illustrent l'invention sans en limiter la portée. Pour les exemples présentés ci-dessous, le catalyseur utilisé dans l'étape d'hydrogénation possède les caractéristiques suivantes: teneur en nickel sous forme d'oxydes de 3%, une teneur en molybdène sous forme d'oxydes de 16,5% et 6% de 8 2777290 pentoxyde de phosphore sur alumine. Pour réaliser l'hydrocraquage, on utilise avantageusement un catalyseur dont le support est de l'alumine. Ce catalyseur contient en poids 12% de molybdène, 4% de nickel sous forme d'oxydes et 10% de zéolithe Y, ce catalyseur est décrit dans l'exemple 2 du brevet US 5525209. Ces catalyseurs sont sulfurés par un mélange n-hexane/DMDS + aniline jusqu'à 320 C. Après 3 000 heures de fonctionnement en continu, aucune désactivation des catalyseurs tels que décrit dans l'exemple n'a été observée. Exemple 1: La charge est traitée dans une unité pilote comportant deux réacteurs en série, dans les conditions suivantes: la vitesse spatiale dans les deux réacteurs est de 0,29 volume de charge liquide par volume de catalyseur et par heure, la température d'entrée dans le premier réacteur est de 380 C pour l'hydrogénation et elle est de 390 C pour I'hydrocraquage, la pression dans les deux réacteurs est de 14 MPa. Dans chaque réacteur, le recyclage d'hydrogène est de 2000 Nm3 par m3 de charge. Les caractéristiques des charges et des produits obtenus après chaque étape sont consignées dans le tableau 1. tableau 1 Caractéristiques Charge Produit après Produit après hydrogénation hydrocraquage Densité à 15 C 0,947 0,851 0,831 Point d'écoulement C 3 3 -7 Cétane moteur 32 44 56 Azote total (en poids) ppm 1290 0,9 9 2777290 Exemple 2: La charge a été traitée dans une unité pilote comportant deux réacteurs en série, dans les conditions suivantes, la vitesse spatiale dans les deux réacteurs est de 0,25 volume de charge liquide par volume de catalyseur et par heure, la température d'entrée dans le premier réacteur est de 385 C pour l'hydrogénation et dans le deuxième réacteur, elle est de 375 C pour l'hydrocraquage, la pression dans les deux réacteurs est de 14 MPa. Dans chaque réacteur, le recyclage d'hydrogène est de 2000 Nm3 par m3 de charge. Les caractéristiques des charges et des produits obtenus après chaque étape sont consignées dans le tableau 2. tableau 2 Caractéristiques Charge Produit aprèsProduit après hydrogénation hydrocraquage Densité à 15 C 0,9510 0,8742 0,8274 Point d'écoulement C -36 -36 -45 Cétane moteur 18 40 53 Azote total (en poids) ppm 826 0,9 spécifications, même les plus draconiennes, imposées par les différents états. D 2777290 Exemple 3: Le principal avantage de la présente invention est l'obtention d'un carburant ayant un haut indice de cétane sans qu'une hydrogénation trop poussée soit nécessaire. En effet une teneur très faible en composés aromatiques n'est pas toujours utile, par contre, il est toujours intéressant d'effectuer une économie d'hydrogène. L'hydrogénation de l'exemple 3 a été réalisée sur la même charge que celle de l'exemple 2. Cependant, la quantité d'hydrogène utilisée dans la première étape n'est pas la même. Les consommations d'hydrogène sont exprimées en pourcentage pondérai par rapport à la charge traitée. L'étape d'hydrocraquage est effectuée dans les mêmes conditions que celles de l'étape d'hydrocraquage de l'exemple 2. La charge a été traitée dans une unité pilote comportant deux réacteurs en série, dans les conditions suivantes, la vitesse spatiale dans les deux réacteurs est de 0,25 volume de charge liquide par volume de catalyseur et par heure, la température d'entrée dans le premier réacteur est de 360 C pour l'hydrogénation et dans le deuxième réacteur, elle est de 375 C pour l'hydrocraquage, la pression dans les deux réacteurs est de 14 MPa. Dans le réacteur d'hydrogénation, le recyclage d'hydrogène est de 1100 Nm3 par m3 de charge, dans le réacteur d'hydrocraquage le recyclage est de 2000 Nm3 par m3 de charge. Les caractéristiques des charges et des produits obtenus après chaque étape sont consignées dans le tableau 3. tableau 3 Caractéristiques Charge Produit après Produit après hydrogénation hydrocraquage Densité à 15 C 0,9510 0,883 0,846 Point d'écoulement C -36 -36 -45 Cétane moteur 18 36 50 Azote total (en poids) ppm 826 2,2 1,5 Soufre (en poids) ppm 17600 40 35 Paraffines % (en poids) 12,4 13 39 Naphtènes non condensés % (en poids) 6,3 34 18 Naphtènes condensés % (en poids) 3,9 33 23 Composés Aromatiques % (en poids) 77,4 20 18 Consommation en H2 % (en poids) 3,21 3,37 Le tableau 3 fait apparaître que l'étape d'hydrocraquage permet d'augmenter de façon significative l'indice de cétane en améliorant le rapport de la quantité de paraffines sur la quantité de naphtènes. On notera aussi que l'on a diminué de façon significative la consommation en hydrogène de l'étape d'hydrogénation. On obtient ainsi un carburant qui présente un bon indice de cétane ainsi que de très bonnes caractéristiques: les teneurs en composés aromatiques, en soufre et en azote de ce carburant sont plus importantes que celles obtenues dans les exemples 1 et 2 de la présente invention, mais elles restent conformes aux spécifications en vigueur actuellement dans la majorité des pays. Ce procédé d'amélioration de l'indice de cétane en deux étapes permet l'obtention d'une coupe gazole à haut indice de cétane. Ainsi, selon que l'on veut rentrer dans les spécifications en composés aromatiques d'un pays donné, on peut plus ou moins hydrogéner la coupe de base, mais dans tous les cas, on effectuera une économie d'hydrogène par rapport aux procédés classiques d'amélioration des coupes gazoles. L'invention présente deux avantages majeurs: elle permet une économie d'hydrogène puisqu'on effectue une hydrogénation moins poussée, elle permet aussi la constitution d'une réserve de composés aromatiques que l'on peut encore, au besoin, hydrogèner, ce qui se traduit par un potentiel d'augmentation de l'indice de cétane. La limite imposée par les procédés classiques d'hydrogénation poussée est fixée par la teneur en composés aromatiques. Une fois ces composés aromatiques tous hydrogénés, on ne peut plus espérer augmenter l'indice de cétane, par contre en associant un hydrocraquage à l'hydrogénation, on peut encore augmenter l'indice de cétane en augmentant la teneur en paraffines de la coupe. Des calculs ont montrés que le taux de conversion des distillats à l'étape d'hydrocraquage était généralement supérieur à 50% et même souvent supérieurs à 75%. Ainsi, I'enchaînement de procédés que nous proposons ici permet de dépasser la limite imposée par les procédés d'hydrogénation poussée et d'augmenter l'indice de cétane au-delà de toute spécification. Avec le procédé selon l'invention, des carburants ayant des teneurs en soufre inférieures à 500 ppm, et même des teneurs inférieures à 50 ppm ou encore inférieures à 10 ppm sont obtenues. Dans le même temps, les indices de cétanes restent d'au moins 49 ou d'au moins 50. 12 2777290 REVENDICATIONS 1- Procédé de conversion d'une coupe gazole en un carburant à haut indice de cétane, désaromatisé, désulfuré et possédant de bonnes qualités à froid caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes: a) au moins une première étape dite d'hydrogénation dans laquelle on fait passer ladite coupe gazole, en présence d'hydrogène, sur un catalyseur comprenant un support minéral amorphe, au moins un métal ou composé de métal du groupe VIB de la classification périodique des éléments en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini d'environ 0,5 à 40%, au moins un métal ou composé de métal non noble du groupe VIII de ladite classification périodique en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini d'environ 0,01 à 30% et du phosphore ou au moins un composé de phosphore en quantité exprimée en poids de pentoxyde de phosphore par rapport au poids du support d'environ 0,001 à 20 % et b) au moins une deuxième étape dite d'hydrocraquage dans laquelle on fait passer le produit hydrogéné issu de la première étape, en présence d'hydrogène, sur un catalyseur comprenant un support minéral en partie zéolithique, au moins un métal ou composé de métal du groupe VIB de la classification périodique des éléments en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini d'environ 0,5 à 40% et au moins un métal non noble ou composé de métal non noble du groupe VIII en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini d'environ 0,01 à 20% 2- Procédé selon la revendication 1 caractérisé en ce que le métal du groupe VIB du catalyseur de l'étape a) est choisi dans le groupe formé par le molybdène et le tungstène et le métal du groupe VIII du catalyseur de l'étape a) est choisi dans le groupe formé par le nickel, le cobalt et le fer. 3- Procédé selon la revendication 1 ou 2 caractérisé en ce que le métal du groupe VIB du catalyseur de l'étape b) est choisi dans le groupe formé par le molybdène et le 13 2777290 tungstène et le métal du groupe VIII du catalyseur de l'étape b) est choisi dans le groupe formé par le nickel, le cobalt et le fer. 4- Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 caractérisé en ce que les produits issus de l'étape a) d'hydrogénation sont soumis à un traitement choisi dans le groupe formé par les séparations gaz-liquide et les distillations, I'étape b) d'hydrocraquage étant effectuée sur la phase liquide ainsi obtenue. - Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 caractérisé en ce que les conditions opératoires des étapes a) et b) comprennent une température d'environ 250 C à environ 450 C, une pression totale d'environ 0,5 à 20 MPa et une vitesse spatiale horaire globale de charge liquide d'environ 0,1 à environ 30 h-1. 6- Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel le catalyseur de l'étape a) comprend un métal ou un composé de métal choisi dans le groupe formé par le molybdène et le tungstène en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini comprise entre 2 et 30% et un métal ou un composé de métal choisi dans le groupe formé par le nickel, le fer et le cobalt en une quantité exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur fini comprise entre 0,1 à 10%. 7- Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 dans lequel le catalyseur de l'étape a) comprend du bore ou au moins un composé de bore. 8- Procédé selon la revendication 7 dans lequel le catalyseur de l'étape a) comprend du bore ou au moins un composé de bore en une quantité exprimée en poids de trioxyde de bore par rapport au poids du support d'environ 0,001 à 10 %. 9- Carburant obtenu selon le procédé de l'une quelconque des revendications 1 à 8.