Brevet FR3071845A1 — publié le 20190405

Domaine de l'invention La présente invention concerne un procédé de traitement de charges pétrolières dont l'objectif est de maximiser la quantité et la qualité des coupes distillats moyens produites. Le procédé d'hydrocraquage des distillats sous vide ou DSV est un procédé clé du raffinage qui permet de produire, à partir de charges lourdes excédentaires et peu valorisables, les fractions plus légères telles que essences, carburéacteurs et gazoles légers que recherche le raffineur pour adapter sa production à la demande. Certains procédés d'hydrocraquage permettent d'obtenir également un résidu fortement purifié pouvant constituer d'excellentes bases pour huiles ou une charge valorisable facilement dans une unité de craquage catalytique par exemple. Un des effluents particulièrement ciblé par le procédé d'hydrocraquage est le distillat moyen (fraction qui contient la coupe gazole et la coupe kérosène). Ce procédé catalytique ne permet pas de transformer entièrement le DSV en coupes légères. Après fractionnement, il reste donc une proportion plus ou moins importante de fraction de DSV non convertis nommée UCO ou UnConverted Oil selon la terminologie anglo-saxonne. Le niveau de conversion et la sélectivité du procédé peuvent être ajusté avec l'option d'un recycle d'UCO à l'entrée du réacteur d'hydrotraitement ou à l'entrée du réacteur d'hydrocraquage (mode dit en 1,5 étapes). L'ajout d'un réacteur de conversion ou d'hydrocraquage sur le recycle d'UCO est un autre moyen d'ajuster la conversion et la sélectivité (mode dit en 2 étapes). Le procédé d'hydrodésulfuration des gazoles permet de diminuer la quantité de soufre contenue dans une coupe gazole tout en minimisant la conversion de la charge en produits plus légers (gaz, naphta). La charge de l'hydrodésulfuration peut être constituée de gazole straight run selon la terminologie anglo-saxonne ou gazole issu du fractionnement atmosphérique d'un pétrole brut, de Light Vacuum Gasoil Oil selon la terminologie anglo-saxonne ou distillat sous vide légers, de LCO ou de distillat issus d'un procédé de conversion (FCC, coker...), d'une charge gazole issue de la conversion de biomasse (estérification par exemple), seuls ou en mélange, par exemple. La pression partielle d'hydrogène requise pour ce procédé est plus faible que la pression partielle d'hydrogène dans l'hydrocraqueur. Il est courant que ces deux procédés soient présents dans une même raffinerie sans être intégrés. Cependant, ils reposent sur des schémas de procédé très similaires, constitués d'un four de charge, de réacteurs en lits fixes, de compresseurs de recycle d'hydrogène, et de sections de séparation haute pression plus ou moins complexes. La présente invention consiste à intégrer ces deux procédés afin de réduire le coût d'investissement et les dépenses énergétiques du complexe de production de distillats moyens. L'intégration inter-unités repose sur une mutualisation d'équipements. 1 Art antérieur Le brevet US 7,507,325 B2 décrit l'intégration entre une unité d'hydrocraquage doux ou Mild Hydrocracking (MHC) selon la technologie anglo-saxonne et une unité d'Hydrotraitement de gazoles, toutes les deux en lits fixes. L'intégration repose sur le recycle de la coupe gazole issue du MHC vers 5 l'unité d'HDT afin d'obtenir un gazole respectant la spécification Euro V. L'appoint en hydrogène du complexe est approvisionné par un compresseur commun et est avantageusement envoyé en intégralité vers l'unité d'hydrotraitement afin d'en maximiser la pression partielle d'hydrogène. L'appoint en hydrogène de l'unité d'hydrocraquage doux est réalisé depuis la section de séparation de l'unité d'hydrotraitement. Ce mode de fonctionnement requiert que les unités fonctionnent à des 10 niveaux de pression compatibles. Dans ce procédé, l'intégralité de l'appoint d'hydrogène est envoyé dans l'étape d'hydrotraitement et le gazole produit dans l'étape d'hydrocraquage est recyclé dans l'étape d'hydrodésulfuration des gazole. Le brevet US 5,447,621 décrit un procédé intégré de traitement de la coupe de distillats moyens, dans lequel la coupe gazole issue du fractionnement d'un Hydrocraqueur 1 étape est recyclée vers un 15 hydrotraitement en vue d'en améliorer les propriétés. La préchauffe de cette coupe gazole est réalisée par la chaleur récupérée au niveau de l'effluent de l'étape d'Hydrocracking. La séparation de l'effluent HDT s'effectue à travers le side stripper de la colonne de fractionnement de l'Hydrocraqueur. Le système de compression de l'hydrogène d'appoint est commun aux deux unités et alimente en premier lieu l'étape d'HDT, puis l'effluent gazeux de l'hydrotraitement riche en hydrogène alimente 20 l'étape d'HCK via des étages de compression supplémentaires. Les travaux de recherche du demandeur l'ont conduit à découvrir qu'une mutualisation du système de compression d'hydrogène d'appoint et une intégration thermique inter-unités sont réalisables et permettent de Maximiser la pression partielle d'hydrogène sur l'unité d'hydrodésulfuration de gazole à iso-pression totale, et surtout de limiter les couts opératoires liés aux utilités et de réduire le cout 25 d'investissement initial, tout en maintenant la qualité des produits. Résumé de l'invention En particulier, la présente invention concerne un complexe d'Hydrotraitement et d'Hydrocraquage de coupes pétrolières qui vise à maximiser, en qualité et quantité, la production de la coupe de distillats moyens. 30 Le procédé d'hydrocraquage traite des charges hydrocarbonées contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes : 2 3 a) L'hydrotraitement desdites charges en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 18 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre 5 d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L, b) L'hydrocraquage d'au moins une partie de l'effluent issu de l'étape a), l'étape b) d'hydrocraquage opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une 10 quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L, c) passage dans au moins un échangeur de chaleur d'au moins ledit effluent issu de l'étape b) dans lequel ledit effluent est refroidi en échangeant contre la charge liquide hydrocarbonée entrant dans l'étape f) dans un au moins échangeur, 15 d) la séparation gaz/liquide de l'effluent refroidi issu de l'étape c) pour produire, au moins un efflux gazeux riche en hydrogène et au moins un efflux liquide, e) le fractionnement dudit effluent liquide issu de l'étape d) en au moins une coupe comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d'ébullition supérieurs à 340°C, 20 f) l'hydrotraitement d'une charge liquide hydrocarbonée comprenant au moins 95% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150 et 400°C, préalablement préchauffée dans l'étape c), ladite étape f) opérant en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 25 et 5 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L, g) La séparation gaz/liquide de l'effluent issu de l'étape f) pour produire pour produire, au moins un efflux gazeux riche en hydrogène et au moins un efflux liquide, h) le fractionnement de l'effluent liquide issu de l'étape g) permettant la séparation d'au moins 30 une coupe gazeuse légère, d'une coupe naphtha et d'une coupe de distillats moyens ayant un point d'ébullition supérieur à 150°C, i) la compression de l'effluent gazeux riche en hydrogène issu de l'étape g) dans un compresseur d'appoint en hydrogène alimentant les étapes a), b) et f) et comportant n étages, n étant un entier supérieur ou égal à 2, ledit effluent gazeux riche en hydrogène étant injecté 4 et comprimé à un étage intermédiaire dudit compresseur avant d'être recyclé en amont de l'étape f). Un avantage de la présente invention est de fournir un procédé intégrant un procédé d'hydrocraquage en une ou deux étapes avec un procédé d'hydrodésulfuration des gazoles permettant de maximiser la 5 pression partielle d'hydrogène sur l'unité d'hydrotraitement de gazole à iso-pression totale et de limiter la température moyenne pondérée du catalyseur dans l'étape d'hydrotraitement des gazoles grâce à la mise en oeuvre d'une étape i) de compression dans un compresseur unique d'appoint en hydrogène à plusieurs étages, alimentant les étapes a), b) et f) du procédé selon l'invention. Un autre avantage de la présente invention est de fournir un procédé qui par l'intégration de deux 10 procédés permet la réduction des couts opératoires liés aux utilités et la réduction du cout d'investissement initial. Description détaillée de l'invention Charges La présente invention concerne un procédé d'hydrocraquage de charges hydrocarbonées appelées 15 charge mère, contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, de préférence au-dessJs de 350°C et de manière préférée entre 340 et 580 °C (c'est-à-dire correspondant à des composés contenant au moins 15 à 20 atomes de carbone). Lesdites charges hydrocarbonées peuvent avantageusement être choisies parmi les VGO (Vacuum 20 gas oil) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillats sous vide (DSV) tels que par exemple les gazoles issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC tels que le LCO ou Light Cycle Oil selon la terminologie anglo-saxonne, le coker ou la viscoréduction ainsi que des charges provenant d'unités d'extraction d'aromatiques des bases d'huile lubrifiante ou issues du déparaffinage au solvant des bases d'huile lubrifiante, ou encore des distillats provenant de 25 désulfuration ou d'hydroconversion de RAT (résidus atmosphériques) et/ou de RSV (résidus sous vide), ou encore la charge peut avantageusement être une huile désasphaltée, ou des charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges précédemment citées et de préférence, les VGO. Les paraffines issues du procédé Fischer-Tropsch sont exclues. En général, lesdites charges ont un point d'ébullition T5 supérieur à 340°C, et mieux encore supérieur 30 à 370°C, c'est à dire que 95% des composés présents dans la charge ont un point d'ébullition supérieur à 340°C, et mieux encore supérieur à 370C. 5 La teneur en azote des charges mères traitées dans le procédé selon l'invention est usuellement supérieure à 500 ppm poids, de préférence comprise entre 500 et 10000 ppm poids, de manière plus préférée entre 700 et 4000 ppm poids et de manière encore plus préférée entre 1000 et 4000 ppm poids. La teneur en soufre des charges mères traitées dans le procédé selon l'invention est 5 usuellement comprise entre 0,01 et 5% poids, de manière préférée comprise entre 0,2 et 4% poids et de manière encore plus préférée entre 0,5 et 3 % poids. La charge peut éventuellement contenir des métaux. La teneur cumulée en nickel et vanadium des charges traitées dans le procédé selon l'invention est de préférence inférieure à 1 ppm poids. La teneur en asphaltènes est généralement inférieure à 3000 ppm poids, de manière préférée 10 inférieure à 1000 ppm poids, de manière encore plus préférée inférieure à 200 ppm poids. La charge peut éventuellement contenir des asphaltènes. La teneur en asphaltènes est généralement inférieure à 3000 ppm poids, de manière préférée inférieure à 1000 ppm poids, de manière encore plus préférée inférieure à 200 ppm poids. Dans le cas où la charge contient des composés de type résines et/ou asphaltènes, il est avantageux 15 de faire passer au préalable la charge sur un lit de catalyseur ou d'adsorbant différent du catalyseur d'hydrocraquage ou d'hydrotraitement. Etape a) Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape a) d'hydrotraitement desdites charges en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise 20 entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 18 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. Les conditions opératoires telles que température, pression, taux de recyclage d'hydrogène, vitesse spatiale horaire, pourront être très variables en fonction de la nature de la charge, de la qualité des 25 produits désirés et des installations dont dispose le raffineur. De préférence, l'étape a) d'hydrotraitement selon l'invention opère à une température comprise entre 250 et 450°C, de manière très préférée entre300 et 430°C, sous une pression comprise entre 5 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1, et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure est compris entre 300 et 1500 L/L. 30 Des catalyseurs d'hydrotraitement classiques peuvent avantageusement être utilisés, de préférence qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi parmi au moins un élément des groupes VIB et VIII non noble, et le plus souvent au moins un élément 6 du groupe VIB et au moins un élément du groupe VIII non noble. De préférence, le support amorphe est de l'alumine ou de la silice alumine. Des catalyseurs préférés sont choisis parmi les catalyseurs NiMo, NiW ou CoMo sur alumine et NiMo ou NiW sur silice alumine. 5 Un composé organique peut être utilisé lors de la préparation du catalyseur ou bien être présent dans la porosité du catalyseur final. L'effluent issu de l'étape d'hydrotraitement et entrant dans l'étape a) d'hydrocraquage comprend généralement une teneur en azote de préférence inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 50 ppm poids. 10 Dans l'étape d'hydrotraitement, lesdites charges sont avantageusement désulfurées et désazotées avant que celle-ci ne soit envoyée sur le catalyseur d'hydrocraquage de l'étape b) proprement dit, en particulier dans le cas où celui-ci comporte une zéolithe. Cet d'hydrotraitement poussé de la charge n'entraîne qu'une conversion limitée de la charge, en fractions plus légères, qui reste insuffisante et doit donc être complétée sur le catalyseur 15 d'hydrocraquage plus actif. Etape b) Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape b) d'hydrocraquage d'au moins une partie de l'effluent issu de l'étape a), et de préférence la totalité, ladite étape b) opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, à une température comprise entre 250 20 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. De préférence, l'étape a) d'hydrocraquage selon l'invention opère à une température comprise entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 25 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h-1, et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L. Ces conditions opératoires utilisées dans le procédé selon l'invention permettent généralement d'atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C, et mieux inférieurs à 370°C, supérieures à 15c/opoids et de manière encore plus préférée comprises 30 entre 20 et 95c/opoids. 7 Le procédé d'hydrocraquage selon l'invention couvre les domaines de pression et de conversion allant de l'hydrocraquage doux à l'hydrocraquage haute pression. On entend par hydrocraquage doux, un hydrocraquage conduisant à des conversions modérées, généralement inférieures à 40%, et fonctionnant à basse pression, de préférence entre 2 MPa et 6 MPa. L'hydrocraquage haute pression 5 est généralement réalisé à des pressions plus fortes comprises entre 5MPa et 20MPa, de manière à obtenir des conversion supérieures à 50%. Le procédé d'hydrocraquage selon l'invention peut avantageusement être réalisée en une ou deux étape(s), indépendamment de la pression à laquelle ledit procédé est mis en oeuvre. Il est réalisé en présence d'un ou plusieurs catalyseur(s) d'hydrocraquage, dans une ou plusieurs unité(s) 10 réactionnelle(s) équipée(s) de un ou plusieurs réacteur(s) en lit fixe ou en lit bouillonnant, éventuellement séparé d'une ou plusieurs sections de séparation haute et/ou basse pression. Selon un premier mode de réalisation selon l'invention, le procédé d'hydrocraquage selon l'invention est mis en oeuvre selon un mode dit en une étape. Dans ce cas, aucune étape de séparation n'est mise en oeuvre entre l'étape a) d'hydrotraitement et l'étape b) d'hydrocraquage. La totalité de l'effluent 15 en sortie de l'étape a) d'hydrotraitement est injectée dans ladite étape b) d'hydrocraquage proprement dite et ce n'est qu'ensuite qu'une séparation des produits formés est réalisée dans l'étape de fractionnement c) selon l'invention. Selon un deuxième mode de réalisation dudit procédé une étape, une étape de séparation incomplète de l'ammoniaque de l'effluent issu de l'étape a) d'hydrotraitement desdites charges hydrocarbonées 20 mères est mise en oeuvre. De préférence, ladite séparation est avantageusement effectuée au moyen d'un flash chaud intermédiaire. L'étape b) d'hydrocraquage selon l'invention est ensuite réalisée en présence d'ammoniaque en quantité inférieure à la quantité présente dans lesdites charges hydrocarbonées mères, de préférence inférieure à 1500 ppm poids, de manière plus préférée inférieure à 1000 ppm poids et de manière encore plus préférée inférieure à 800 ppm poids d'azote 25 Selon un autre mode de réalisation selon l'invention, le procédé d'hydrocraquage selon l'invention est mis en oeuvre selon un mode dit en deux étapes. La deuxième étape d'hydrocraquage sera décrire plus bas. L'étape a) d'hydrotraitement et l'étape b) d'hydrocraquage peuvent avantageusement être réalisées dans un même réacteur ou dans des réacteurs différents. Dans le cas où elles sont réalisées dans un 30 même réacteur, le réacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d'hydrotraitement et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d'hydrocraquage. Catalyseur de l'étape b) d'hydrocraquage Les ou les catalyseurs d'hydrocraquage utilisés dans l'étape b) d'hydrocraquage sont des catalyseurs classiques d'hydrocraquage, de type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante et éventuellement au moins une matrice liante. 5 De préférence, le ou les catalyseurs d'hydrocraquage comprennent au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine et de préférence le cobalt et le nickel et/ou au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence parmi le molybdène et le tungstène. Des fonctions hydrogénantes de type NiMo, NiMoW, NiW sont préférées. 10 De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 2 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d'oxydes. De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 25% poids et de préférence entre 15 et 22% poids, les 15 pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d'oxydes. Le ou les catalyseurs peuvent également éventuellement au moins un élément promoteur déposé sur le catalyseur et choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement au moins un élément du groupe VIIA (chlore, fluor préférés), et éventuellement au moins un élément du groupe VIIB (manganèse préféré), éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium 20 préféré). De préférence, le ou les catalyseurs d'hydrocraquage comprennent une zéolithe choisies parmi les zéolithes USY, seule ou en combinaison, avec d'autres zéolithes parmi les zéolithes beta, ZSM-12, IZM-2, ZSM-22, ZSM-23, SAPO-11, ZSM-48, ZBM-30, seules ou en mélange. De manière préférée la zéolithe est la zéolithe USY seule. 25 Le ou les catalyseurs d'hydrocraquage peuvent éventuellement comprendre au moins une matrice minérale poreuse ou mal cristallisée de type oxyde choisie parmi les alumines, les silices, les silice-alumines, les aluminates, l'alumine-oxyde de bore, la magnésie, le silice-magnésie, le zircone, l'oxyde de titane, l'argile, seuls ou en mélange et de préférence l'alumine. Un catalyseur préféré comprend et de préférence constitué d'au moins un métal du groupe VI et/ou au 30 moins un métal du groupe VIII non noble, une zéolithe Y et un liant alumine. 8 Un catalyseur encore plus préféré comprend et est de préférence constitué du nickel, du molybdène, du phosphore, une zéolithe Y et de l'alumine. Un autre catalyseur préféré comprend et de est préférence constitué de nickel, de tungstène, une zéolithe Y et de l'alumine ou de la silice alumine. D'une façon générale, le ou les catalyseurs utilisés dans l'étape b) d'hydrocraquage renferme 5 avantageusement : - 0,1 à 60% poids de zéolite, - 0,1 à 40% poids d'au moins un élément des groupes VIB et VIII (c/0 oxyde) - 0,1 à 99,8% poids de matrice (c/0 oxyde) - 0 à 20% poids d'au moins un élément choisi dans le groupe formé par P, B, Si (c/0 oxyde), de 10 préférence 0,1-20% - 0 à 20% poids d'au moins un élément du groupe VIIA, de préférence 0,1 à 20% - 0 à 20% poids d'au moins un élément du groupe VIIB, de préférence 0,1 à 20% - 0 à 60% poids d'au moins un élément du groupe VB, de préférence 0,1 à 60%; Les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids par rapport à la masse totale de catalyseur, la 15 somme des pourcentages des éléments constituants ledit catalyseur étant égale à 100% Le ou les catalyseurs d'hydrocraquage utilisés selon l'invention sont 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 traitement d'activation par sulfuration est bien connu de l'Homme du métier et peut être effectué par toute méthode déjà décrite dans la 20 littérature Quel que soit le mode de réalisation du procédé d'hydrocraquage, le procédé selon l'invention comprend une étape c) de fractionnement comprenant une unité de fractionnement placée en aval des réacteurs qui permet de séparer les différents produits issus du ou des réacteurs d'hydrocraquage de l'étape b). 25 Etape c) Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape c) de passage dans au moins un échangeur de chaleur d'au moins ledit effluent issu de l'étape b) dans lequel ledit effluent est refroidi en échangeant contre la charge liquide hydrocarbonée entrant dans l'étape f) dans un au moins échangeur. 9 10 Ladite étape c) est avantageusement mise en oeuvre dans un nombre d'échangeur de chaleur compris entre 1 et 10 et de préférence entre 1 et 4 et de manière très préférée 3. Dans un mode de réalisation préféré, au moins une partie de l'effluent issu de l'étape a) d'hydrotraitement dans le cas où les étapes a) et b) sont mises en oeuvre dans des réacteurs 5 différents, et/ou au moins une partie et de préférence la totalité de l'effluent issu de la deuxième étape d'hydrocraquage j) dans le cas où celle-ci est mise en oeuvre, peuvent également être refroidis par passage dans au moins un échangeur de ladite étape c) en échangeant contre la charge liquide hydrocarbonée entrant dans l'étape f), de préférence en mélange avec un flux d'hydrogène d'appoint et de recycle issu de l'étape i) et alimentant l'étape f). dans un au moins échangeur. Dans ce cas, les 10 échanges entre les différents flux peuvent avoir lieu dans un même échangeur ou dans des échangeurs différents. L'étape c) permet donc l'intégration thermique inter-unités en permettant la préchauffe d'au moins la charge liquide hydrocarbonée de type gazole de ladite étape f) d'hydrotraitement, par échange avec au moins l'effluent issu de l'étape b) d'hydrocraquage et/ou issu de l'étape d'hydrotraitement a), et/ou 15 issu de la deuxième étape d'hydrocraquage e). Selon la présente invention, l'utilisation d'un four dédié à la préchauffe de la charge liquide hydrocarbonée de type gazole de ladite étape f) d'hydrotraitement en opération normale n'est donc plus nécessaire. Il en résulte une réduction de l'investissement et des coûts opératoires liés aux utilités (consommation de fuel gas) du procédé. 20 Etape d) Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape d) de séparation gaz/liquide de l'effluent refroidi issu de l'étape c) pour produire, au moins un efflux gazeux riche en hydrogène et au moins un efflux liquide. De préférence l'étape d) est réalisée à haute pression. L'effluent issu de l'étape b) d'hydrocraquage est, après refroidissement dans l'étape c), envoyé dans 25 une étape de séparation gaz/liquide d) à haute pression. Ladite étape d) de séparation est avantageusement réalisée au moyen d'un séparateur chaud suivi d'un séparateur froid ou au moyen d'un seul séparateur froid. Une série de séparateurs chauds et froids à haute et moyenne pression peuvent également être présents. Le séparateur chaud opère à haute température haute pression, avec une température comprise 30 entre 50 et 450°C, préférentiellement entre 100 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 200 et 300°C, et une pression correspondant à la pressbn de sortie de b) diminuée des pertes de charges. Le séparateur froid opère à basse température haute pression, avec une température comprise entre 0 et 400°C, préférentiellement entre° et 400°C, encore plus préférentiellement entre 0 11 et 100°C, et une pression correspondant à la pressbn de sortie de b) diminuée des pertes de charges. L'efflux gazeux riche en hydrogène peut avantageusement être recyclé dans au moins les étapes a) d'hydrotraitement, et/ou b) d'hydrocraquage et/ou dans la deuxième étape j) d'hydrocraquage. Ledit 5 effluent gazeux peut avantageusement être mélangé avec de l'hydrogène d'appoint issu de l'étape i) avant son recyclage dans la ou lesdites étapes. Etape e) Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape e) de fractionnement dudit effluent liquide issu de l'étape d) en au moins une coupe comprenant les produits hydrocarbonés convertis 10 ayant des points d'ébullition inférieurs à 380°C de préférence inférieur à 370°C et de manière préférée inférieure à 340°C et une fraction liquide non comertie ayant un point d'ébullition supérieurs à 340°C de préférence supérieur à 370°C et de manière préférée supérieur à 380°C également appelée UCO ou « unconverted oil » selon la terminologie anglo saxonne. De préférence, ladite étape d) de fractionnement comprend une première étape de séparation 15 comprenant un moyen de séparation tel que par exemple un ballon séparateur ou d'un stripper à la vapeur opérant de préférence à une pression comprise entre 0,5 et 2 MPa, qui a pour but de réaliser une séparation de l'hydrogène sulfuré (H2S) d'au moins un effluent hydrocarboné produits durant les étapes a), b) et de manière optionnelle e). L'effluent hydrocarboné, issu de cette première séparation peut avantageusement subir une distillation atmosphérique, et dans certains cas l'association d'une 20 distillation atmosphérique et d'une distillation sous vide. La distillation a pour but de réaliser une séparation entre les produits hydrocarbonés convertis, c'est à dire généralement ayant des points d'ébullition inférieurs à 380°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 340 °C et une fraction liquide (résidu) non convertie (UCO). Selon une autre variante, l'étape de fractionnement n'est constituée que d'une colonne de distillation 25 atmosphérique. Selon une autre variante, le séparateur (e) est de préférence constitué d'au moins une colonne à distiller, et de manière très préférée d'un stripper à vapeur suivi d'une distillation atmosphérique. Les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 380°C, de préférence inférieur à 370°C et de manière préférée inférieurs à 340°C sont avantageusement distillés à pression 30 atmosphérique pour obtenir plusieurs fractions converties à point d'ébullition d'au plus 380°C, de préférence d'au plus 370°C et de manière préférée dau plus 340°C et de préférence une fraction gaz légers C1-C4, au moins une fraction essence et au moins une fraction distillats moyens kérosène et gazole. 12 La fraction liquide non convertie ayant un point d'ébullition supérieurs à 340°C (UCO) peut avantageusement être recyclée en tout ou partie, dans l'étape a) d'hydrotraitement et/ou dans l'étape b) d'hydrocraquage et/ou dans la deuxième étape d'hydrocraquage e) de manière à ajuster le taux de conversion ou de sélectivité du procédé selon l'invention. 5 Etape j) optionnelle Dans un autre mode de réalisation du procédé selon l'invention, ledit procédé met en oeuvre selon un procédé d'hydrocraquage dit en deux étapes. Dans ce cas, au moins une partie et de préférence la totalité de la fraction liquide ayant un point d'ébullition supérieurs à 340°C (UCO) non convertie los de la première étape b) d'hydrocraquage et issu de l'étape e) de fractionnement est envoyée dans 10 une deuxième étape j) d'hydrocraquage. De préférence, ladite deuxième étape j) d'hydrocraquage est mise en oeuvre dans des conditions identiques ou différentes de celles de ladite étape b) d'hydrocraquage et en présence d'un catalyseur d'hydrocraquage identique ou différent de celui mis en oeuvre dans ladite étape b). De préférence, ladite deuxième étape j) d'hydrocraquage est mise en oeuvre, en présence 15 d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, de préférence comprise entre 320 et 450°Cet de manière très préférée entre 330 et 435°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, de préférence comprise entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et de préférence comprise entre 0,2 et 3 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure 20 soit compris entre 100 et 2000 L/L et de préférence comprise entre 200 et 2000 L/L. La description du catalyseur utilisé dans ladite deuxième étape j) d'hydrocraquage est identique celle du catalyseur utilisé dans ladite première étape b). De préférence, le catalyseur utilisé dans l'étape j) est différent de celui de l'étape b). L'effluent produit dans la deuxième étape j) d'hydrocraquage peut avantageusement, en tout ou 25 partie être envoyé dans l'étape d) de séparation gaz/liquide et/ou dans l'étape c) du procédé selon l'invention. Etape f) Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape f) d'hydrotraitement d'une charge liquide hydrocarbonée comprenant au moins 95% poids de composés bouillants à une température 30 d'ébullition comprise entre 150 et 400°C, de préférence entre 150 et 380°C et de manière préférée comprise entre 200 et 380°C, préalablement préchaufée dans l'étape c), ladite étape f) opérant en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise 13 entre 200 et 390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. De préférence, ladite charge liquide hydrocarbonée traitée dans l'étape f) est avantageusement 5 choisie parmi les charges liquides hydrocarbonées issues de la distillation directe d'un pétrole brut (ou straight run selon la terminologie anglo-saxonne) et de préférence choisies parmi le gazole straight run, le Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillat sous vide légers, et les charges liquides hydrocarbonées issues d'une unité de cokéfaction (coking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence le gazole de coker, d'une unité de viscoréduction 10 (visbreaking selon la terminologie anglo-saxonne), d'une unité de vapocraquage (steam cracking selon la terminologie anglo-saxonne) et/ou d'une unité de craquage catalytique (Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence les LCO (light cycle oil) ou gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse (estérification par exemple), lesdites charges peuvent être prises seules ou en mélange. 15 Selon l'invention, la charge liquide hydrocarbonée de type gazole traitée dans l'étape f) est avantageusement préchauffée, de préférence en mélange avec un flux d'hydrogène d'appoint et de recycle issu de l'étape i), par passage dans l'étape c) selon l'invention. Ladite charge est avantageusement préchauffée à la température permettant d'atteindre la WABT ou température moyenne pondérée sur les lits de catalyseur du réacteur d'hydrotraitement de l'étape f). 20 Selon un mode de réalisation préféré, ladite charge est préchauffée par passage dans au moins un échangeur de l'étape c) par échange de chaleur avec au moins l'effluent issu de l'étape b) d'hydrocraquage et/ou issu de l'étape d'hydrotraitement a) dans le cas où les étapes a) et b) sont mises en oeuvre dans des réacteurs différents, et/ou issu de la deuxième étape d'hydrocraquage j) dans le cas où celle-ci est mise en oeuvre. 25 Dans un mode de réalisation très préféré, un premier échange de chaleur est réalisé contre tout ou partie de l'effluent issu de l'étape a) d'hydrotraitement, un deuxième échange peut être réalisé contre au moins une partie et de préférence la totalité de l'effluent issu de l'étape b) d'hydrocraquage, et un dernier échange peut être réalisé contre tout ou partie de l'effluent issu de la deuxième étape d'hydrocraquage j). 30 De préférence, l'étape f) d'hydrotraitement selon l'invention opère à une température comprise entre 230 et 350°C, de manière très préférée entre250 et 350°C, sous une pression comprise entre 5 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h-1, et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure est compris entre 300 et 1500 L/L. La description des catalyseurs d'hydrotraitement utilisé dans l'étape f) est identique à ceux utilisés 14 dans l'étape a). Ils peuvent être identiques ou différents de ceux utilisés dans l'étape a). Etape Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape g) de séparation gaz/liquide de l'effluent issu de l'étape f) pour produire pour produire, au moins un efflux gazeux riche en hydrogène et au 5 moins un efflux liquide. De préférence l'étape g) est réalisée à haute pression. Ladite étape g) de séparation est avantageusement réalisée au moyen d'un séparateur chaud suivi d'un séparateur froid ou au moyen d'un seul séparateur froid. Une série de séparateurs chauds et froids à haute et moyenne pression peuvent également être présents. 10 Le séparateur chaud opère à haute température haute pression, avec une température comprise entre 50 et 450°C, préférentiellement entre 100 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 200 et 300°C, et une pression correspondant à la pressbn de sortie de f) diminuée des pertes de charges. Le séparateur froid opère à basse température haute pression, avec une température comprise entre 0 et 400°C, préférentiellement entre 0 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 0 et 100°C 15 et une pression correspondant à la pression de sortie de f) diminuée des pertes de charges. Selon l'invention, l'efflux gazeux riche en hydrogène issu de l'étape g) est envoyé dans une étape i) de compression. Selon l'invention, l'effluent liquide issu de l'étape g) est envoyé dans une étape h) de fractionnement. Etape h) 20 Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape h) de fractionnement de l'effluent liquide issu de l'étape g) permettant la séparation d'au moins une coupe gazeuse légère, d'une coupe naphta et d'une coupe de distillats moyens ayant un point d'ébullition supérieur à 150°C. De préférence, ladite étape h) de fractionnement comprend une étape de séparation comprenant un moyen de séparation tel que par exemple un ballon séparateur ou d'un stripper à la vapeur opérant de 25 préférence à une pression comprise entre 0,5 et 2 MPa, qui a pour but de réaliser une séparation de l'hydrogène sulfuré (H25) d'au moins un effluent hydrocarboné produits dans l'étape f) d'hydrotraitement. De préférence, ladite étape h) produit un flux de gaz légers (C1-C4), un flux naphta de point d'ébullition inférieur à 150°C et un flux distillats moyens de point d'ébullition supérieur à 150°C et de préférence bouillant entre 150 et 370°C. Etape i) Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape i) de compression de l'effluent gazeux riche en hydrogène issu de l'étape g) dans un compresseur d'appoint en hydrogène alimentant les étapes a), b) et f) et éventuellement j) et comportant n étages, n étant un entier supérieur ou égal à 2, 5 ledit effluent gazeux riche en hydrogène étant injecté et comprimé à un étage intermédiaire dudit compresseur avant d'être recyclé en amont de l'étape f) d'hydrotraitement, de préférence en amont de l'étape c). De préférence, le compresseur comprend un nombre d'étages n compris entre 2 et 5, de préférence entre 2 et 4 et de façon particulièrement préférée égal à 3. 10 Les étapes d'hydrotraitement de gazole f) et les étapes d'hydrocraquage de Distillat Sous Vide mises en oeuvre dans les étapes a, b) et éventuellement j) de la présente invention sont conduites à des pressions distinctes. La mise en oeuvre de ladite étape i) de compression dans un compresseur unique d'appoint en hydrogène à plusieurs étages, alimentant les étapes a), b) et éventuellement j) et l'étape f) permet d'utiliser des pressions différentes pour chacune desdites étapes a), b) et 15 éventuellement j) et de l'étape f). Ainsi, les étapes a) d'hydrotraitement et b) d'hydrocraquage et éventuellement j) sont avantageusement alimentées par de l'hydrogène provenant du refoulement du dernier étage de compression de ladite étape i) et l'étape d'hydrotraitement f) est avantageusement alimentée par le refoulement d'un étage de compression intermédiaire de ladite étape i), c'est-à-dire à une pression 20 plus faible. Dans le mode de réalisation particulier ou n est égal à 3, l'hydrogène provenant du refoulement du deuxième étage de compression alimente l'étape d'hydrotraitement en f) et est mélangé à la charge hydrocarbonée liquide de type gazole entrant dans ladite étape f). Selon un mode de réalisation particulier, la pression partielle en hydrogène dans le réacteur 25 d'hydrotraitement de l'étape f) PH2 est comprise entre 3,0 et 8,0 MPa. Ces valeurs optimisées de pression partielle d'hydrogène sont rendues possibles par le mode de fonctionnement de l'étape i) de compression de la présente invention. L'effluent gazeux comprenant de l'hydrogène de recycle produit dans l'étape f) d'Hydrotraitement et séparé à l'étape g) n'est ici pas repris par un compresseur dédié mais par le système de compression commun mis en oeuvre dans 30 l'étape i). 15 Selon l'invention, ledit effluent gazeux riche en hydrogène issu de l'étape g) est injecté et comprimé à un étage intermédiaire dudit compresseur avant d'être recyclé en amont de l'étape f) 16 d'hydrotraitement. Dans le mode préféré ou n est égal à 3, ledit effluent gazeux est injecté entre le premier et le deuxième étage de compression et comprimé dans le deuxième étape de compression. Ledit effluent gazeux riche en hydrogène issu de l'étape g) est avantageusement mélangé avec l'hydrogène d'appoint du procédé selon l'invention à l'aspiration d'un étage de compression 5 intermédiaire, et de préférence entre le premier et le deuxième étape de compression dans le cas ou n est égal à 3, ce qui a pour effet de le diluer et d'en augmenter la pureté hydrogène. Ledit effluent gazeux riche en hydrogène issu de l'étape g) est ensuite comprimé par cet étage intermédiaire et de préférence le deuxième étage, avant d'être recyclé en amont de l'étape f) d'hydrotraitement. 10 Le flux d'hydrogène alimentant l'étape f) d'hydrotraitement depuis le refoulement de l'étage intermédiaire et de préférence depuis le deuxième étape dans le cas ou n est égal à 3, est donc constitué d'un mélange d'hydrogène d'appoint et du gaz de recycle provenant de l'étape d'hydrotraitement f) et séparé dans l'étape g). Ce mode d'opération permet une dilution du gaz de recycle avec l'hydrogène d'appoint du procédé à 15 haute pureté, donc une augmentation de la pression partielle d'hydrogène de l'étape f) d'hydrotraitement. Il permet surtout une diminution de l'investissement global grâce à la suppression du compresseur de recycle dédié. Description des figures La figure 1 illustre l'invention et ses modes de réalisation préférés. 20 La charge Distillats Sous Vide (1), éventuellement en mélange avec la fraction non convertie (34) issue de l'étape e) de fractionnement, est envoyée dans une première étape d'hydrotraitement a) avec un flux d'appoint d'hydrogène (2), complété par de l'hydrogène recyclé (3) issu d'une étape d) de séparation gaz/liquide. L'effluent de la première étape d'hydrotraitement a) alimente la première étape d'hydrocraquage b) via la ligne (4) ou via la ligne (5) qui une fois refroidie par passage dans un 25 échangeur de l'étape c) est renvoyée vers l'étape d'hydrocraquage b) par la ligne (6). Eventuellement, une partie de la fraction non convertie est recyclée à l'étape b) via la conduite (35). Le contrôle de la température moyenne pondérée (WABT) du réacteur d'hydrocraquage peut être ainsi effectué de deux manières : soit par un quench d'effluent gazeux riche en hydrogène recyclé (31) mélangé avec la ligne (4), soit par une étape c) de récupération d'énergie permettant la préchauffe de la charge de 30 type gazole de l'étape d'hydrotraitement f). L'effluent (7) de la première étape d'hydrocraquage b) est d'abord refroidi dans l'étape c) par passage dans un échangeur, ce qui permet le transfert de calories vers la charge gazole entrant dans l'étape d'hydrotraitement (f) via la conduite (18) en mélange avec de l'hydrogène de recycle et d'appoint via la 17 conduite (19). L'effluent refroidi (8) sortant de l'échangeur est envoyé vers une étape d) de séparation. Celle-ci permet d'obtenir au moins un efflux gaz riche en hydrogène (3) et un efflux liquide (9) contenant majoritairement des fractions converties et une proportion plus faible de fractions non converties. Le flux liquide (9) est ensuite envoyé dans une étape e) de fractionnement permettant 5 d'obtenir une fraction de type distillats moyens (12) et une fraction plus lourde que le gazole (13), un flux de gaz acide contenant l'H2S (10) et une fraction de type naphtha (11). La fraction non convertie issue de l'étape e) de fractionnement peut éventuellement constituer la charge distillat sous vide (14) envoyée vers la deuxième étape d'hydrocraquage (j). La charge (14) est éventuellement mélangée avec un effluent gazeux riche en d'hydrogène recyclé (32) et provenant de 10 l'étape (d) de séparation et avec un effluent d'hydrogène d'appoint (33). L'effluent de la seconde étape d'hydrocraquage j) peut éventuellement être envoyé après refroidissement par passage dans un échangeur de l'étape c) via la ligne (16) vers l'étape de séparation à haute pression (d) via la ligne (15). Les calories disponibles à la sortie de l'étape (j) peuvent donc être utilisées à l'étape (c) de de passage par un échangeur permettant l'intégration thermique entre unités afin de préchauffer la 15 charge de l'étape (f) d'hydrotraitement. L'effluent (17) refroidi est dirigé vers l'étape de séparation (d) en mélange avec l'effluent de la première étape d'hydrocraquage (8). La charge Gazole (18) est envoyée avec un flux d'hydrogène de recycle et d'appoint (19) dans une étape de préchauffe à haute température par passage dans un échangeur (c) permettant d'atteindre la WABT requise à l'étape (f) d'hydrotraitement. Cette étape (c) se déroule au sein d'échangeurs de 20 chaleur opérant avec d'un côté la charge (18) de l'HDT et de l'autre les effluents (7) et/ou (5) produits aux étapes (a) et (b), et de manière optionnelle l'effluent (16) de l'étape (e). La charge préchauffée (20) est traitée dans le réacteur d'hydrotraitement de l'étape (f). Son effluent (21) est, après refroidissement, envoyé vers l'étape de séparation (g) à haute pression. Celle-ci permet d'obtenir au moins un effluent gazeux riche en hydrogène (22) et au moins un effluent liquide (23). L'effluent 25 liquide (23) est ensuite envoyé vers une étape de fractionnement h) permettant d'obtenir au moins une coupe de distillats moyens (26) et un flux de gaz acide contenant de l'H25 (24). Une coupe de naphtha (25) peut également être séparée. L'étape de fractionnement (h) est réalisée de manière préférée au sein d'une colonne de stripage à la vapeur. Le système de compression unique de l'étape (i) et commun aux deux unités d'hydrocraquage et 30 d'hydrotraitement est alimenté par le flux gazeux (27) contenant tout l'appoint en hydrogène nécessaire au procédé. Selon une variante préférée représentée sur la figure, la compression est réalisée via 3 étages. Le flux d'hydrogène (29) récupéré au refoulement du 1er étage de compression est mis en mélange avec le gaz de recycle (22) de l'unité d'HDT de gazole produit à l'étape (g). Le mélange (28) est envoyé à l'aspiration du 2ème étage de compression. Le niveau de pression obtenu au refoulement du 2ème étage est compatible avec le niveau de pression requis à l'étape (f) d'hydrotraitement. Le flux gazeux (19) approvisionne ainsi l'unité d'hydrotraitement de gazole avec de 18 l'hydrogène d'appoint et de recycle nécessaire. L'hydrogène contenu dans le flux (30) est comprimé dans un 3ème étage. Au refoulement, le niveau de pression obtenu permet d'alimenter les étapes a) et b) avec l'hydrogène d'appoint nécessaire (2) aux réactions d'hydrotraitement et d'hydrocraquage de Distillats Sous Vide. Un flux d'hydrogène d'appoint (33) est envoyé à la 2ème étape d'Hydrocraquage j). 5 Les exemples illustrent l'invention sans en limiter la portée. EXEMPLES Exemple 1 (non conforme à l'invention) Le complexe de production de distillats moyens est constitué de deux unités : une unité d'Hydrotraitement de Gazole et une unité d'Hydrocraquage de Distillats Sous Vide à deux étapes. 10 Selon l'exemple 1, les deux unités suivent un schéma standard et sont opérées de manière indépendante l'une de l'autre. Seul le compresseur d'appoint d'hydrogène est commun aux deux unités. Charges L'unité d'Hydrotraitement traite une charge gazole décrite dans le Tableau 1 Propriétés Unité Mélange Gazole Débit t/h 319,9 d154 t/m3 0,8628 PI TBP °C 143 PF TBP °C 383 S pd s % 0,82 N wtPPm 632 15 Tableau 1 : Propriétés de la charge gazole L'unité d'hydrocraquage traite une charge distillats sous vide (DSV) décrite dans le Tableau 2 : Propriétés Unité Mélange DSV Débit t/h 478,7 d154 t/m3 0,955 PI TBP °C 350 PF TBP °C 760 S pd s % 2,08 N wtPPm 2 142 Tableau 2 : Propriétés de la charge DSV Hydrotraitement des clazoles La charge gazole décrite dans le tableau 1 est injectée dans une étape de préchauffe comprenant un four dédié à l'unité d'hydrotraitement puis envoyé vers le réacteur d'hydrotraitement dans les conditions suivantes : Unité Conditions opératoires WABT SOR °C 340 Catalyseur HR 1248 H2/HC Nm3/Sm3 800 Pression partielle H2 bar 78.0 VVH h-1 0.95 5 Tableau 3 : Conditions opératoires du réacteur - Unité HDT de Gazole Le catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur Alumine commercialisé par la société Axens. L'effluent est envoyé dans une étape de séparation composée d'un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle dédié à l'unité d'HDT de gazole. Cette section permet de séparer d'une part l'hydrogène, le sulfure d'hydrogène et 10 l'ammoniaque et d'autre part l'effluent alimentant un strippeur. L'étape de stripage permet le fractionnement de l'effluent en un flux gaz contenant de l'H2S et des light ends, un flux naphta et un flux de distillats moyens à la spécification souhaitée. Hydrocraqueur DSV en deux étapes La charge DSV est injectée dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d'hydrotraitement 15 dans les conditions suivantes : Unité Conditions opératoires WABT SOR °C 384 Catalyseur - HRK 1448 H2/HC Nm3/Sm3 1 200 Pression partielle H2 MPa > 14,5 VVH 11-1 0.60 Tableau 4 : Conditions opératoires du Réacteur 1- Unité HCK de DSV La catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine commercialisé par la société Axens. 19 20 L'effluent de ce réacteur est ensuite mélangé à un flux d'hydrogène pour être refroidi puis injecté dans un second réacteur dit d'hydrocraquage R2 opérant dans les conditions du Tableau 5 : Unité Conditions opératoires WABT SOR °C 393 Catalyseur - HYK 743 H2/HC Nm3/Sm3 1 200 Pression partielle H2 MPa > 14,5 VVH 11-1 2,70 Tableau 5 : Conditions opératoires du Réacteur 2 - Unité HCK de DSV La catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe commercialisé par la société Axens. 5 R1 et R2 constituent la première étape de l'hydrocraqueur, l'effluent de R2 est ensuite envoyé dans une étape de séparation composée d'un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de séparer d'une part l'hydrogène, le sulfure d'hydrogène et l'ammoniaque et d'autre part l'effluent alimentant un strippeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique afin de séparer des flux concentré en H2S, naphta, keroséne, 10 gazole à la spécification souhaitée, et un flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecté dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d'hydrocraquage R3 constituant la seconde étape d'hydrocraquage. Ce réacteur R3 est mis en oeuvre dans les conditions énoncées dans le Tableau 6: Unité Conditions opératoires WABT SOR °C 370 Catalyseur HDK 766 H2/HC Nm3/Sm3 1 000 Pression partielle H2 MPa > 12,5 VVH 11-1 1.50 Tableau 6 : Conditions opératoires du Réacteur 3 - Unité HCK de DSV 15 La catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur silice-alumine amorphe commercialisé par la société Axens. L'effluent de R3 est ensuite injecté une étape de séparation à haute pression et le flux gazeux riche en hydrogène est recyclé 21 La coupe distillats moyens produite dans l'hydrocraqueur et récupérée à la colonne de fractionnement est conforme aux spécifications euro V, en particulier elle possède moins de 10ppm poids de soufre. Coûts d'investissements Hydrotraitement de Gazole 5 Une estimation du coût de l'unité d'HDT de gazole (année de référence 2015 et zone Europe) et la répartition de cet investissement par type d'équipement est donnée dans le Tableau 7. Type d'équipement Nombre items Coûts érigés (kUSD) Fours 1 4 054 Réacteurs 1 12 143 Colonnes 2 3 067 Ballons 8 3 782 Echangeurs de chaleur 18 9 977 Aéroréfrigérants 3 5 033 Pompes et machines d'entrainement 10 8 416 Compresseurs et machines d'entrainement 1 8 497 Stockages 0 0 Divers 5 1 534 Marge d'erreur procédé 0 5 650 Coût total unité 49 62 153 Tableau 7 : Estimation de l'investissement - Unité HDT de gazole Hydrocraqueur DSV en deux étapes Une estimation du coût de l'unité d'HCK de DSV (année de référence 2015 et zone Europe) et la 10 répartition de cet investissement par type d'équipement est donnée dans le Tableau 8. 22 Type d'équipement Nombre d'items Coûts érigés (kUSD) Fours 3 14 531 Réacteurs 5 65 518 Colonnes 13 20 735 Ballons 27 24 915 Echangeurs de chaleur 47 37 442 Aéroréfrigérants 23 22 454 Pompes et machines d'entrainement 56 31 637 Compresseurs et machines d'entrainement 13 66 849 Stockages 0 0 Divers 2 1 108 Marge d'erreur procédé 0 28 519 Coût total unité 189 313 707 Tableau 8 : Estimation de l'investissement - Unité HCK de DSV Exemple 2 (Conforme à l'invention) Dans l'exemple conforme à l'invention, l'intégration des unités est plus poussée. Un système de compression commun est mis en place : le gaz de recycle de l'unité d'HDT de gazole est comprimé 5 par le 2ème étage du compresseur d'appoint d'hydrogène. Le four de préchauffe de charge dédié à l'unité d'HDT de gazole est remplacé par des calandres d'échangeur récupérant l'énergie disponible à l'inter-réacteur de l'unité HCK de DSV. Charges Le procédé selon l'exemple 2 est opéré avec les mêmes charges que dans l'exemple 1. 10 Conditions opératoires principales Hydrotraitement de gazole Le procédé selon l'exemple 2 est opéré suivant les mêmes conditions opératoires que dans l'exemple 1. La mutualisation du système de compression permet toutefois une amélioration de la pression 15 partielle d'hydrogène de l'unité d'HDT de gazole : celle-ci, par un effet de dilution du gaz de recycle avec l'appoint en H2 du complexe, observe une hausse de +2 points (8 MPa), ce qui est bénéfique pour la durée de vie du catalyseur. Hydrocraqueur DSV en deux étapes Le procédé selon l'exemple 2 est opéré suivant les mêmes conditions opératoires que dans l'exemple 1. Coûts d'investissements 5 Hydrotraitement de Gazole Une estimation du coût de l'unité d'HDT de gazole (année de référence 2015 et zone Europe) selon l'invention et la répartition de cet investissement par type d'équipement est donnée dans le Tableau 9. Type d'équipement Nombre d'items Coûts érigés (kUSD) Fours 0 0 Réacteurs 1 12 143 Colonnes 2 3 067 Ballons 8 3 782 Echangeurs de chaleur 20 12 384 Aéroréfrigérants 3 5 033 Pompes et machines d'entrainement 10 8 416 Compresseurs et machines d'entrainement 0 0 Stockages 0 0 Divers 5 1 534 Marge d'erreur procédé 0 4 636 Coût total unité 49 50 995 Tableau 9 : Estimation de l'investissement selon l'invention - Unité HDT de gazole L'invention permet la suppression du four et du compresseur de recycle qui constituent des postes de 10 dépense importants sur une unité d'HDT de gazole. Le gain en cout d'investissement s'élève à 11.2 M$, soit 18% de réduction en relatif. L'augmentation visible sur le poste échangeurs (+2.4 M$) traduit le remplacement du four par un échangeur de chaleur contre l'effluent HCK. Le surcoût est inférieur au prix du four concerné. Hydrocraqueur DSV en deux étapes 15 Une estimation du coût de l'unité d'HCK de DSV (année de référence 2015 et zone Europe) selon l'invention et la répartition de cet investissement par type d'équipement est donnée dans le Tableau 10. 23 24 Type d'équipement Nombre d'items Coûts érigés (kUSD) Fours 3 14 531 Réacteurs 5 65 518 Colonnes 13 20 735 Ballons 27 24 915 Echangeurs de chaleur 46 37 050 Aéroréfrigérants 23 22 454 Pompes et machines d'entrainement 56 31 637 Compresseurs et machines d'entrainement 13 72 361 Stockages 0 0 Divers 2 1 108 Marge d'erreur procédé 0 29 031 Coût total unité 188 319 339 Tableau 10 : Estimation de l'investissement selon l'invention - Unité HCK de DSV La réduction de cout d'investissement observé côté HDT de Gazole se traduit côté HCK par une augmentation du poste compresseurs et de l'investissement HCK (+5.6 M$). La hausse relative reste très faible puisqu'elle est inférieure à 2%. 5 Le 2ème étage est redimensionné pour pouvoir recycler le gaz riche en hydrogène de l'unité d'HDT gazole. Le surcoût (+5.5 M$) reste bien en deçà du coût du compresseur de recycle. En cumulé l'invention permet donc un gain sur l'investissement du complexe. A ce gain de cout d'investissement, nous devons ajouter des gains en cout opératoires liés aux utilités. La consommation en Fuel Gas du four dédié à l'HDT de gazole se trouve, selon l'invention 10 annulé. Il en va de même pour la consommation de Vapeur HP permettant l'entrainement du compresseur de recycle dédié à ladite unité. Une estimation des réductions annuelles sur ces deux postes pour une zone Europe et en année de référence 2015 est proposée dans le Tableau 11. Réduction des Prix utilité Conso horaire dépenses annuelles Fuel Gas 33.73 Gcal/h 9.9 Gcal/h 2.80 M$/an Vapeur HP 41.30 $/ton 21.2 ton/h 7.38 M$/an Tableau 11 : Réduction des dépenses liés aux utilités, selon l'invention REVENDICATIONS1. Le procédé d'hydrocraquage traite des charges hydrocarbonées contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes : a) L'hydrotraitement desdites charges en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 18 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 UL, b) L'hydrocraquage d'au moins une partie de l'effluent issu de l'étape a), l'étape b) d'hydrocraquage opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 UL, c) passage dans au moins un échangeur de chaleur d'au moins ledit effluent issu de l'étape b) dans lequel ledit effluent est refroidi en échangeant contre la charge liquide hydrocarbonée entrant dans l'étape f) dans un au moins échangeur, d) la séparation gaz/liquide de l'effluent refroidi issu de l'étape c) pour produire, au moins un efflux gazeux riche en hydrogène et au moins un efflux liquide, e) le fractionnement dudit effluent liquide issu de l'étape d) en au moins une coupe comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d'ébullition supérieurs à 340°C, f) l'hydrotraitement d'une charge liquide hydrocarbonée comprenant au moins 95% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150 et 400°C, préalablement préchauffée dans l'étape c), ladite étape f) opérant en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 UL, g) La séparation gaz/liquide de l'effluent issu de l'étape f) pour produire pour produire, au moins un efflux gazeux riche en hydrogène et au moins un efflux liquide, 26 h) le fractionnement de l'effluent liquide issu de l'étape g) permettant la séparation d'au moins une coupe gazeuse légère, d'une coupe naphta et d'une coupe de distillats moyens ayant un point d'ébullition supérieur à 150°C, i) la compression de l'effluent gazeux riche en hydrogène issu de l'étape g) dans un 5 compresseur d'appoint en hydrogène alimentant les étapes a), b) et f) et comportant n étages, n étant un entier supérieur ou égal à 2, ledit effluent gazeux riche en hydrogène étant injecté et comprimé à un étage intermédiaire dudit compresseur avant d'être recyclé en amont de l'étape f). 2. Procédé selon la Tevendication 1- dans lequel les charges hydrocarbonées traitées dans ledit 10 procédé et envoyées dans l'étape a) sont choisies parmi les charges hydrocarbonées contenant au moins 80% volume de composés bouillant entre 340-580°C. 3. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel les charges hydrocarbonées traitées dans ledit procédé et envoyées dans l'étape a) sont choisies parmi les distillats sous vide (DSV) choisis parmi les gasoil issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion et les 15 distillats provenant de désulfuration ou d'hydroconversion de résidus atmosphériques et/ou de résidus sous vide, les huiles désasphaltées, et les charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges précédemment citées. 4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 dans lequel le ou les catalyseurs d'hydrocraquage utilisé dans l'étape b) comprennent au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le fer, le 20 cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine et/ou au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et une zéolithe choisies parmi les zéolithes USY, seule ou en combinaison, avec d'autres zéolithes parmi les zéolithes beta, ZSM-12, IZM-2, ZSM-22, ZSM-23, SAPO-11, ZSM-48, ZBM-30, seules ou en mélange. 25 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 dans lequel au moins une partie de la fraction liquide ayant un point d'ébullition supérieurs à 340°C non convertie lors de la première étape b) d'hydrocraquage et issu de l'étape e) de fractionnement est envoyée dans une deuxième étape j) d'hydrocraquage, opérant en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise 30 entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. 27 6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel au moins une partie de l'effluent issu de l'étape a) d'hydrotraitement et/ou au moins une partie de l'effluent issu de la deuxième étape d'hydrocraquage j) sont refroidis par passage dans au moins un échangeur de ladite étape c) en échangeant contre la charge liquide hydrocarbonée entrant dans l'étape f), en mélange avec un 5 flux d'hydrogène d'appoint et de recycle issu de l'étape i) et alimentant l'étape f), dans un même échangeur ou dans des échangeurs différents. 7. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 dans lequel ladite étape c) est mise en oeuvre dans un nombre d'échangeur de chaleur compris-entre 1 et 10. 8. Procédé selon l'une des revendications 1 à-7 dans lequel ladite charge liquide hydrocarbonée 10 traitée dans l'étape f) d'hydrotraitement est choisie parmi le gazole issu du fractionnement atmosphérique d'un pétrole brut, le Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillat sous vide légers, et les charges liquides hydrocarbonées issues d'une unité de cokéfaction (coking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence le gazole de coker, d'une unité de viscoréduction (visbreaking selon la terminologie anglo-saxonne), d'une unité de 15 vapocraquage (steam cracking selon la terminologie anglo-saxonne) et/ou d'une unité de craquage catalytique (Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglo-saxonne), de préférence les LCO (light cycle oil) ou gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse. 9. Procédé selon l'une des revendications 1 à 8 dans lequel l'étape f) d'hydrotraitement selon 20 l'invention opère à une température comprise entre 230 et 350°C, de manière très préférée entre 250 et 350°C, sous une pression comprise entre 5 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h-1, et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure est compris entre 300 et 1500 L/L. 10. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9 dans lequel le compresseur de l'étape i) comprend 25 un nombre d'étages n compris entre 2 et IL 11. Procédé selon la revendication 10 dans lequel ledit compresseur comprend 3 étages.. 12. Procédé selon l'une des revendications 1 à 11 dans lequel les étapes a) d'hydrotraitement et b) d'hydrocraquage sont alimentées par de l'hydrogène provenant du refoulement du dernier étage de compression de ladite étape i) et l'étape d'hydrotraitement f) est alimentée par le refoulement 30 d'un étage de compression intermédiaire de ladite étape i). 13. Procédé selon la revendication 11 ou 12 dans lequel dans le cas ou n est égal à 3, l'hydrogène provenant du refoulement du deuxième étage de compression alimente l'étape f d'hydrotraitement est mélangé à la charge hydrocarbonée liquide entrant dans ladite étape f). 28 14. Procédé selon l'une des revendications 11 à 13 dans lequel ledit effluent gazeux riche en hydrogène issu de l'étape g) est injecté entre le premier et le deuxième étage de-compression et comprimé dans le deuxième étage de compression. 15. Procédé selon l'une des revendications 11 ou 14 dans lequel ledit effluent gazeux riche en 5 hydrogène issu de l'étape g) est mélangé avec de l'hydrogène d'appoint à l'aspiration -entre le premier et le deuxième étage de compression puis comprimé par le deuxième étage, avant d'être recyclé en amont de l'étape f) d'hydrotraitement.