Brevet FR3160185A1 — publié le 20250919

La présente invention concerne un procédé de production d’oléfines et d’aromatiques à partir d’une charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut, le procédé comprenant les étapes suivantes : a) une étape de distillation atmosphérique ; b) une étape de craquage catalytique fluide ; c) une étape d’hydrocraquage en lit fixe ; d) une étape de vapocraquage ; e) une étape de reformage catalytique ; f) une étape de transformation et/ou séparation des aromatiques. Figure 1 à publier Procédé de production de bases pour la pétrochimie comprenant un craquage catalytique fluide, un hydrocraquage en lit fixe, un reformage catalytique et un vapocraquage La présente invention concerne un procédé de production d’oléfines et d’aromatiques à destination de l’industrie pétrochimique à partir d’une charge de pétrole brut. L’amélioration des motorisations et l’électrification progressive d’une partie des véhicules ont entrainé une évolution de la demande en produits pétroliers avec une tendance à réduire la croissance de la demande en carburants. A l’inverse, la croissance de la demande en bases pétrochimiques et notamment en oléfines est plus soutenue. L’éthylène et le propylène sont par exemple des oléfines très recherchées, car elles sont des intermédiaires essentiels pour de nombreux produits pétrochimiques tels que le polyéthylène ou encore le polypropylène. Il existe donc un intérêt à remodeler les sites de raffinage, de manière à produire au moins en partie des bases pétrochimiques, ou à concevoir de nouveaux schémas intégrés de raffinage-pétrochimie, ou encore à concevoir des sites où la majeure partie ou la totalité du brut est convertie en bases pétrochimiques. Le principal procédé permettant la conversion avec un fort rendement de fractions hydrocarbonées en oléfines est le vapocraquage. La production des oléfines recherchées s’accompagne de co-produits, notamment de composés aromatiques et d’huile de pyrolyse qui nécessitent des étapes de purification. De plus, la sélectivité en oléfines recherchées est fortement dépendante de la qualité des charges introduites dans l’étape de vapocraquage. Il y a donc un intérêt à identifier de nouveaux procédés permettant la production d’oléfines à partir de fractions lourdes hydrocarbonées de manière plus efficace, rentable et indépendante de la fraction hydrocarbonée lourde traitée, y compris les charges de mauvaise qualité pour le vapocraquage. Par ailleurs, le principal procédé permettant la production de composés aromatiques est le reformage catalytique, que l’on associe généralement à des étapes de séparation et de transformation complexes dans une section appelée « complexe aromatique ». Ce complexe aromatique produit des molécules aromatiques au grade commercial (généralement parmi benzene, toluène, ortho et para xylène), ainsi qu’un certain nombre de sous-produits, dont le raffinat qui peuvent être avantageusement utilisés comme charge au vapocraquage. Inversement, le vapocraquage produit une coupe riche en aromatiques qui peuvent être utilement valorisés dans le complexe aromatique. On a donc intérêt à exploiter la synergie du vapocraquage avec le complexe aromatique pour améliorer la rentabilité économique d’un complexe pétrochimique. Parmi les procédés de conversion de fractions lourdes d'hydrocarbures de type résidu atmosphérique, le craquage catalytique fluide de résidus est aujourd’hui un procédé clé dans les raffineries modernes pour produire notamment des oléfines et des distillats. Du fait de la teneur en impuretés de certaines charges de type résidu atmosphérique, des unités d’hydrotraitement de résidus sont souvent installées en amont de manière à réduire la teneur en impuretés, notamment le soufre, les métaux et le carbone Conradson (CCR). L’effluent de l’étape d’hydrotraitement est généralement soumis à une étape de séparation permettant d’éliminer les gaz et les distillats atmosphériques. Le résidu atmosphérique hydrotraité si nécessaire obtenu à l’étape de séparation est envoyé au craquage catalytique fluide. Le craquage catalytique fluide est connu sous le sigle FCC (abréviation de la terminologie anglo-saxonne "Fluid Catalytic Cracking") qui peut regrouper plusieurs technologies telles que par exemple le RFCC (abréviation de la terminologie anglo-saxonne "Resid Fluid Catalytic Cracking") commercialisé sous le sigle R2R™ par la société Axens, ou le craquage catalytique fluide haute sévérité commercialisé sous le sigle HSFCC™ (abréviation de la terminologie anglo-saxonne "High Severity Fluid Catalytic Cracking) par la société Axens. Le document WO2020205210 divulgue un schéma de procédés permettant de convertir une charge d’hydrocarbures en oléfines et/ou aromatiques en envoyant cette charge directement dans une unité de vapocraquage sans passer par une unité conventionnelle de distillation du brut. L’unité est composée de trois étages où pour chacun d’entre eux, la charge est chauffée dans une zone de convection avant d’être séparée dans un ballon de flash en une phase vapeur envoyée vers la zone de radiation du vapocraquage pour être craquée ou vers une unité de conversion, hydrotraitement, hydrocraquage ou FCC, et en une phase liquide envoyée à l’étage de chauffe et séparation suivant ou vers l’unité hydrotraitement /hydrocraquage de résidu pour la phase liquide récupérée au niveau du dernier étage de séparation. Le procédé multiplie les étapes de fractionnement dans l’unité de vapocraquage. Ce document ne divulgue pas de prétraitement (hydrotraitement/hydrocraquage) des charges envoyées dans l’unité de vapocraquage. La fraction liquide en sortie du 3 ème et dernier étage de séparation correspondant à la partie la plus lourde de la charge est envoyée vers une unité d’hydroconversion de résidu et non directement vers l’unité de FCC. Le document WO202096979 divulgue un schéma de procédés permettant de convertir une charge d’hydrocarbures comprenant une séparation initiale de la charge en deux phases : une phase vapeur vapocraquée et une phase liquide envoyée dans un FCC. Cette séparation n’est pas réalisée dans une colonne de distillation conventionnelle mais dans un ballon séparateur placé en aval de l’étape de chauffe de la charge qui peut être réalisée dans la zone de convection d’un four de vapocraqueur en présence d’un fluide aqueux. Ce document ne divulgue pas un traitement spécifique de la coupe diesel par hydrocraquage permettant de maximiser la production d’oléfines et d’aromatiques. Il n’intègre pas non plus la séparation de l’essence de FCC en coupes légère et lourde afin d’adapter leur traitement en fonction des unités aval (vapocraquage, reformage ou extraction des aromatiques). Le document WO201659568 divulgue un procédé pour la production de nombreux produits pétrochimiques, notamment du cumène ou du polycarbonate à partir d’une charge brute d’hydrocarbures. Le procédé comprend des unités de distillation atmosphérique, vapocraquage ou FCC. La charge de l’unité de FCC est une charge légère de type naphta, gazole sous vide, et non pas une charge lourde de type résidu atmosphérique. Les coupes de type kérosène et diesel ne sont pas transformées en naphta dans un hydrocraqueur dans le but de maximiser la production en aromatiques et oléfines. Le document WO201894353 divulgue un procédé de conversion d’une charge de pétrole brut en oléfines légères, en aromatiques et en carburants (de type kérosène, diesel, etc.). Ce procédé comprend des étapes de distillation atmosphérique, de vapocraquage, d’hydrocraquage, de FCC, de reformage et d’extraction des aromatiques. Le procédé comprend également une étape de distillation sous vide à partir de laquelle une coupe gazole sous vide est soutirée pour être hydrocraquée ou hydrotraitée et ensuite envoyée au FCC. Ce document ne divulgue pas un traitement du résidu atmosphérique dans le FCC. De plus, ce document ne divulgue pas d’hydrocraquage du diesel atmosphérique afin de maximiser la production de naphta à envoyer au vapocraqueur. La présente invention vise à se démarquer des procédés de production de bases pétrochimiques de l’art antérieur en fournissant un procédé permettant une conversion de la majeure partie d’une charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut en bases pétrochimiques. Ce procédé inclut une étape de conversion du résidu atmosphérique à l’aide d’un craquage catalytique fluide, ainsi que dans un mode de réalisation des étapes d’hydrocraquages séparées traitant différentes coupes de distillats en fonction de leur provenance pour la production de naphta léger et/ou lourd à destination d’étapes de vapocraquage et de reformage catalytique pour produire des oléfines et des aromatiques. La présente invention concerne un procédé de production d’oléfines et d’aromatiques à partir d’une charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut, le procédé comprenant les étapes suivantes : a) une étape de distillation atmosphérique comprenant le traitement de tout ou partie de la charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut dans une unité de distillation atmosphérique, et l’obtention d’une coupe naphta, d’une coupe diesel et d’une coupe résidu atmosphérique ; b) une étape de craquage catalytique fluide (FCC) comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe résidu atmosphérique obtenue à l’étape a) dans une unité de FCC comprenant une zone de craquage catalytique fonctionnant en courant ascendant ou descendant contenant un catalyseur de FCC, opérant à une température en sortie de zone de craquage catalytique comprise entre 400 et 700°C, à une pression de la zone de craquage catalytique comprise entre 0,1 et 2 MPa, et l’obtention d’une coupe essence de FCC et d’une coupe distillat léger (LCO) ; c) une étape d’hydrocraquage en lit fixe comprenant le traitement de tout ou partie d’une coupe diesel et/ou distillat léger (LCO) choisie parmi les coupes obtenues aux étapes a) et b) seules ou en mélange dans une unité d’hydrocraquage comprenant un réacteur contenant un catalyseur d’hydrocraquage, opérée en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, et l’obtention d’une coupe naphta léger et d’une coupe naphta lourd ; d) une étape de vapocraquage comprenant le traitement de tout ou partie des coupes naphta et/ou essence de FCC et/ou naphta léger et/ou naphta lourd choisies parmi les coupes obtenues aux étapes a), b) et c) seules ou en mélange dans une unité de vapocraquage comprenant un four de pyrolyse, et l’obtention d’une coupe oléfinique ; e) une étape de reformage catalytique comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe naphta lourd obtenue à l’étape c) dans une unité de reformage catalytique comprenant un réacteur contenant un catalyseur de reformage, opérée sous une pression comprise entre 0,1 et 25 MPa et à une température comprise entre 480 et 570°C, et l’obtention d’une coupe reformat ; f) une étape de transformation et/ou séparation des aromatiques comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe reformat obtenue à l’étape e) dans une unité de transformation et/ou séparation des aromatiques, et l’obtention d’une coupe aromatique. Le procédé selon la présente invention présente les avantages suivants : la conversion en bases pétrochimiques (oléfines et aromatiques) de la majeure partie de la charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut, avec un rendement supérieur à 70 % en poids, de préférence 75% en poids de bases pétrochimiques par rapport au poids de la charge. Une flexibilité du procédé permettant de traiter toutes fractions lourdes hydrocarbonées quelles que soient leurs origines. La flexibilité d’orienter la production vers davantage d’oléfines ou au contraire davantage de composés aromatiques, et/ou d’orienter la sélectivité vers une oléfine ou un aromatique particulier, en fonction de la demande du marché, en jouant sur les types de procédés à mettre en œuvre, les paramètres opératoires et le routage des flux. La conversion en coupes pouvant alimenter les étapes de vapocraquage et/ou de reformage catalytique de quasi tous les effluents obtenables par les unités de distillation, craquage catalytique fluide, hydrocraquage, ainsi que le recyclage de quasi toutes les coupes non désirées obtenues aux étapes de vapocraquage et/ou de reformage catalytique vers les unités de craquage catalytique fluide et/ou hydrocraquage permettant ainsi d’obtenir un procédé global optimisé pour la production de bases pétrochimiques avec un haut rendement à partir d’une charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut. DESCRIPTION DETAILLEE DE L’INVENTION Selon la présente invention, l’expression « compris entre … et … » et « entre …. et … » sont équivalentes et signifient que les valeurs limites de l’intervalle sont incluses dans la gamme de valeurs décrite. Si tel n’est pas le cas et que les valeurs limites ne sont pas incluses dans la gamme décrite, une telle précision sera apportée par la présente invention. Dans le sens de la présente invention, les différentes plages de paramètres pour une étape donnée telles que les plages de pression et les plages de température peuvent être utilisées seules ou en combinaison. Par exemple, dans le sens de la présente invention, une plage de valeurs préférée de pression peut être combinée avec une plage de valeurs de température plus préférée. Les pressions sont données en absolu dans la présente demande. Dans la suite, des modes de réalisation particuliers de l’invention peuvent être décrits. Ils pourront être mis en œuvre séparément ou combinés entre eux, sans limitation de combinaisons lorsque c’est techniquement réalisable. Dans l’ensemble du présent texte les groupes d'éléments chimiques sont donnés selon la classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, éditeur CRC press, rédacteur en chef D.R. Lide, 81ème édition, 2000-2001). Par exemple, le groupe VIIIB selon la classification CAS correspond aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC, et le groupe IB selon la classification CAS correspond aux métaux de la colonne 11 selon la nouvelle classification IUPAC. On entend par coupe gaz : une coupe comprenant essentiellement des gaz légers ou alcanes en C1 à C4 soit méthane, éthane, propane, iso-butane et normal-butane. On entend par coupe GPL : une coupe comprenant essentiellement des gaz légers ou alcanes en C3 et C4 soit propane, iso-butane et normal-butane. On entend par coupe naphta : une coupe comprenant essentiellement des composés hydrocarbonés bouillant dans un intervalle compris entre 28 et 180°C. On entend par coupe naphta léger : une coupe comprenant essentiellement des composés hydrocarbonés bouillant dans un intervalle compris entre 28 et 101°C. On entend par coupe naphta lourd : une coupe comprenant essentiellement des composés hydrocarbonés bouillant dans un intervalle compris entre 65 et 180°C. Le point de coupe entre naphta léger et naphta lourd pouvant varier entre 65 et 101°C. On entend par coupe diesel : une coupe comprenant essentiellement des composés hydrocarbonés bouillant dans un intervalle compris entre 175 et 350°C. On entend par coupe kérosène : une coupe comprenant essentiellement des composés hydrocarbonés bouillant dans un intervalle compris entre 175 et 220°C. On entend par coupe résidu atmosphérique : une coupe comprenant essentiellement des composés hydrocarbonés bouillant au-delà de 350°C, et produite par distillation de la charge de pétrole brut. On entend par « comprenant essentiellement » : dont le constituant principal/les constituants principaux en masse est/sont. On entend par coupe purge : une coupe issue des procédés d’hydrocraquage de diesel comprenant essentiellement des composés hydrocarbonés bouillant au-delà de 175°C. On entend par coupe oléfinique : une coupe comprenant plus de 99% en poids, de préférence plus de 99,5% en poids d’oléfines, de préférence ayant de 2 à 4 atomes de carbone. On entend par coupe C4 : une coupe issue du procédé de récupération du propylène comprenant essentiellement des composés hydrocarbonés possédant 4 atomes de carbone. On entend par coupe reformat : une coupe issue du reformeur catalytique comprenant plus de 75% en poids de composés hydrocarbonés aromatiques. On entend par coupe aromatique : une coupe comprenant plus de 99% en poids, de préférence plus de 99,5% de composés hydrocarbonés aromatiques. On entend par coupe raffinat : une coupe issue du complexe aromatique comprenant essentiellement des composés hydrocarbonés non aromatiques possédant de 5 à 8 atomes de carbone. On entend par coupe essence de pyrolyse légère : la fraction de l’effluent du vapocraquage contenant les hydrocarbures de 6 à 8 atomes de carbone. On entend par coupe essence de pyrolyse lourde : la fraction de l’effluent du vapocraquage contenant les hydrocarbures de 9 à 10 atomes de carbone. On entend par coupe huile de pyrolyse : la fraction de l’effluent du vapocraquage contenant les hydrocarbures à 11 atomes de carbone et plus. On entend par coupe aromatiques lourds : une coupe issue du complexe aromatique comprenant majoritairement des composés aromatiques ayant 9 et 10 atomes de carbone. Charge Le procédé selon l’invention est un procédé de production d’oléfines et d’aromatiques à partir d’une charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut. Avantageusement, la charge hydrocarbonée est constituée essentiellement de pétrole brut, de préférence la charge hydrocarbonée est constituée de pétrole brut. Par pétrole brut on entend tout type de pétrole provenant de n’importe quelle source géologique et se présentant sous forme non raffinée. Le pétrole brut peut être avantageusement choisie parmi un Arabian Heavy, Arabian Medium, Arabian Light, Arabian Extra Light, d’autres bruts du golfe, Brent, brut de Mer du nord, brut du nord et ouest africain, brut Urals, brut indonésien, chinois, ou un mélange d’entre eux. Cela correspond avantageusement à un brut ayant comme caractéristiques : Densité à 15°C inférieure à 1,1 Teneur en soufre inférieure à 7% en poids Teneur en Métaux (Nickel + Vanadium) inférieure à 1000 ppm Teneur en asphaltènes (nC7 insolubles) inférieure à 15% en poids Etape a) de distillation atmosphérique Le procédé selon l’invention comprend une étape a) de distillation atmosphérique comprenant le traitement de tout ou partie de la charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut dans une unité de distillation atmosphérique, et l’obtention d’une coupe naphta, d’une coupe diesel et d’une coupe résidu atmosphérique. Avantageusement, une partie de la coupe diesel est utilisée pour la production d’un fioul basse teneur en soufre (ou fioul BTS). Dans un mode de réalisation, à l’étape a) de distillation atmosphérique, est obtenu en outre une coupe gaz. Avantageusement, une coupe GPL peut être séparée de la coupe gaz. Dans un mode de réalisation, à l’étape a) de distillation atmosphérique de la charge de pétrole brut, est obtenu en outre une coupe kérosène. Avantageusement, une partie de cette coupe kérosène est utilisée pour la production d’un fioul basse teneur en soufre (ou fioul BTS). La distillation atmosphérique de la charge de pétrole brut permet de séparer les différents composants en fonction de leur température d’évaporation. Le pétrole brut est avantageusement dessalé puis préchauffé et injecté dans une tour de distillation et chauffé à environ 400°C. Les coupes comprenant les hydrocarbures les plus légers sont récupérées sous forme gazeuse en tête de colonne telles que les coupes gaz et naphta. Les coupes possédant un intervalle d’ébullition intermédiaire comme la coupe diesel sont soutirées latéralement dans la section médiane de la tour. Les coupes à point d’ébullition plus élevé telle que la coupe résidu atmosphérique restent dans la partie inférieure de la tour et sont envoyées vers une unité de FCC ou optionnellement vers une étape d’hydrotraitement de résidu. Etape b) de craquage catalytique fluide Le procédé selon l’invention comprend une étape b) de craquage catalytique fluide comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe résidu atmosphérique obtenue à l’étape a) dans une unité de FCC comprenant une zone de craquage catalytique fonctionnant en courant ascendant ou descendant contenant un catalyseur de FCC, opérant à une température en sortie de zone de craquage catalytique comprise entre 400 et 700°C, de préférence entre 450 et 650°C, à une pression de la zone de craquage catalytique comprise entre 0,1 et 2 MPa, de préférence entre 0,15 et 0,5 MPa, et l’obtention d’une coupe essence de FCC et d’une coupe distillat léger (LCO). Avantageusement, la zone de craquage catalytique fonctionne avec un rapport catalyseur sur charge entrante dans ladite zone compris entre 1 et 100 pds/pds, de préférence entre 5 et 80 pds/pds. Avantageusement, le temps de séjour du catalyseur dans la zone de craquage catalytique est compris entre 0,5 et 20 s, de préférence entre 1 et 10 s. Dans un mode de réalisation, une co-charge peut être traitée dans l’étape b) de craquage catalytique fluide de manière conjointe ou séparée avec la coupe résidu atmosphérique obtenue à l’étape a) ou dans un mode de réalisation avec la coupe résidu atmosphérique hydrotraitée obtenue à l’étape optionnelle g) d’hydrotraitement de résidu. Cette co-charge peut être un effluent recyclé en sortie d’une autre étape du procédé selon l’invention afin de maximiser le rendement en bases pétrochimiques et/ou de favoriser la production d’un ou des produits valorisables. Dans un mode de réalisation, la co-charge est tout ou partie de la coupe LCO hydrotraitée obtenue à l’étape optionnelle j) d’hydrotraitement de LCO. Cette option permet de craquer la coupe LCO obtenue à l’étape b) préalablement hydrotraitée sans nécessiter d’étape supplémentaire d’hydrocraquage et de moduler les rendements en bases pétrochimiques. Dans une unité de FCC, le bilan thermique est assuré par la combustion du coke déposé sur le catalyseur de FCC pendant la réaction catalytique. Cette combustion a lieu dans une zone de régénération par injection d'air via un compresseur dénommé compresseur principal d'air (en abrégé MAB, abréviation de la terminologie anglo-saxonne de "main air blower"). Avantageusement, le catalyseur de FCC entre dans la zone de régénération du réacteur avec une teneur en coke (définie comme la masse de coke sur la masse de catalyseur) comprise entre 0,5 % et 1%, et ressort de ladite zone avec une teneur en coke inférieure à 0,01%. Lors de cette étape, des fumées de combustion sont générées et sortent de la zone de régénération à des températures comprises entre 550 et 850 °C, de préférence entre 600 et 800°C. Ces fumées vont ensuite, en fonction des configurations de l'unité, subir un certain nombre de post traitements. La teneur en carbone Conradson de la charge entrante dans le réacteur (noté CCR en abrégé et défini par exemple par la norme ASTM D 482) fournit une évaluation de la production de coke au cours du craquage catalytique. En fonction de la teneur en carbone Conradson de la charge, le rendement en coke nécessite un dimensionnement spécifique de l'unité pour satisfaire le bilan thermique. Ainsi, lorsque la charge présente un CCR conduisant à une teneur en coke supérieure à celle requise pour assurer le bilan thermique, l'excédent de chaleur doit être évacuée. Ceci peut se faire par exemple, et de manière non exhaustive, par l'installation d'un échangeur de chaleur bien connu de l'homme du métier, qui réalise un refroidissement externe d'une fraction du catalyseur contenu dans le régénérateur par échange avec de l'eau, conduisant ainsi à la production de vapeur haute pression. Le catalyseur de FCC est avantageusement constitué de particules de diamètre moyen compris entre 40 et 140 µm, de préférence compris entre 50 et 120 µm. Avantageusement, le catalyseur de FCC comprend une matrice appropriée telle que l'alumine, la silice ou la silice-alumine avec présence ou non d'une zéolithe de type Y dispersée dans cette matrice. Le catalyseur de FCC peut comprendre en outre une zéolithe présentant une sélectivité de forme de l'un des types structuraux suivants : MEL (par exemple ZSM-11), MFI (par exemple ZSM-5), NES, EUO, FER, CHA (par exemple SAPO-34), MFS, MWW. Il peut également comprendre l'une des zéolithes suivantes : NU-85, NU-86, NU-88 et IM-5, qui présentent également une sélectivité de forme. L'avantage de ces zéolithes présentant une sélectivité de forme est l'obtention d'une meilleure sélectivité propylène / isobutène, c'est à dire un rapport propylène / isobutène plus élevé dans les effluents de craquage. Avantageusement, la proportion de zéolithe présentant une sélectivité de forme par rapport à la quantité totale de zéolithe du catalyseur de FCC peut varier en fonction des charges utilisées dans l’étape de FCC et de la structure des produits recherchés. Avantageusement, on utilise de 0,1% à 60 %, préférentiellement de 0,1% à 40 %, et en particulier de 0,1% à 30 % poids de zéolithe présentant une sélectivité de forme. Avantageusement, la ou les zéolithes peuvent être dispersées dans une matrice à base de silice, d'alumine ou de silice alumine, la proportion de zéolithe (toutes zéolithes confondues) par rapport au poids du catalyseur de FCC étant comprise entre 0,7% et 80% poids, de préférence entre 1% et 50% poids, et de manière encore préférée entre 5% et 40 % poids. Dans le cas ou plusieurs zéolithes sont utilisées, elles peuvent être incorporées dans une seule matrice ou dans plusieurs matrices différentes. Dans un mode de réalisation, le catalyseur FCC utilisé dans la zone de craquage catalytique peut être constitué d'une zéolithe de type Y ultra stable dispersée dans une matrice d'alumine, de silice, ou de silice alumine, à laquelle a été ajouté un additif à base de zéolithe ZSM5, la teneur en cristaux de ZSM5 dans le catalyseur de FCC étant inférieure à 30% poids. Ladite étape de craquage catalytique fluide peut aussi bien être conduite avec une zone de craquage catalytique fonctionnant en courant ascendant (appelé "riser" dans la terminologie anglosaxonne), que dans des unités utilisant une zone de craquage catalytique fonctionnant à courant descendant (appelé "downer" dans la terminologie anglosaxonne). De préférence la zone de craquage catalytique fonctionne en courant descendant à l’instar de la technologie HSFCC craquage catalytique fluide haute sévérité commercialisée sous le sigle HSFCC™ (abréviation de la terminologie anglo-saxonne "High Severity Fluid Catalytic Cracking) par la société Axens. De manière générale, le procédé de craquage catalytique fluide permet de convertir des charges hydrocarbonées lourdes en des fractions hydrocarbonées plus légères allant des gaz secs à un résidu de conversion. On peut avantageusement distinguer parmi les effluents les coupes suivantes qui sont définies classiquement en fonction de leur composition ou de leur température d'ébullition (points de coupe standards donnés à titre indicatif) : - des gaz secs et acides (essentiellement : H 2 , H 2 S, méthane, éthane), - une coupe GPL contenant des composés hydrocarbonés en C3 et C4, - une coupe essence de FCC contenant au moins 80% de composés hydrocarbonés ayant une température d'ébullition comprise entre 30 et 220°C (point de coupe standard), parfois séparées en essence de FCC légère connue sous le nom de LCN ("Light Cracked Naphtha" selon la terminologie anglo-saxonne) et en essence de FCC lourde connue sous le nom de HCN ("Heavy Cracked Naphtha" selon la terminologie anglo-saxonne), - une coupe distillat léger connu sous le nom de LCO ("Light Cycle Oil" selon la terminologie anglo-saxonne) contenant au moins 80% de composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition comprise entre 220°C à 360°C, - une coupe distillat lourd parfois connu sous le nom de HCO ("heavy Cycle Oil" selon la terminologie anglo-saxonne) contenant au moins 80% de composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition comprise entre 360°C à 440°C, - éventuellement un résidu de FCC ("slurry" selon la terminologie anglo-saxonne) qui est généralement purifié des particules de catalyseur qu'il contient pour obtenir une huile clarifiée ("clarified oil" ou CO selon la terminologie anglo-saxonne) ou une huile décantée ("decanted oil" ou DO selon la terminologie anglo-saxonne). Ce résidu contient au moins 80% de composés hydrocarbonés ayant un point d'ébullition supérieur à 440°C. Dans un mode de réalisation, lorsque l’étape optionnelle g) d’hydrotraitement de résidu est mise en œuvre, la coupe résidu atmosphérique traitée à l’étape b) de craquage catalytique fluide est la coupe résidu atmosphérique hydrotraitée obtenue à l’étape g). Dans un mode de réalisation, à l’étape b) de craquage catalytique fluide, est obtenue en outre une coupe gaz. Avantageusement, une coupe GPL peut être séparée de la coupe gaz. Dans un mode de réalisation, à l’étape b) de craquage catalytique fluide, est obtenue en outre une coupe huile lourde. Avantageusement, cette coupe huile lourde est valorisée pour la production d’un fioul basse teneur en soufre (ou fioul BTS). Le terme huile lourde est ici utilisé pour définir toute coupe lourde issue de l’étape b) de craquage catalytique fluide, et contenant au moins 80% de composés hydrocarbonés ayant une température d’ébullition supérieure à 360°C. Il est entendu que cette coupe peut subir une étape de séparation des particules de catalyseur. Etape c) d’hydrocraquage en lit fixe Le procédé selon l’invention comprend une étape c) d’hydrocraquage en lit fixe comprenant le traitement de tout ou partie d’une coupe diesel et/ou distillat léger (LCO) choisie parmi les coupes obtenues aux étapes a) et b) seules ou en mélange dans une unité d’hydrocraquage comprenant un réacteur contenant un catalyseur d’hydrocraquage, opérée en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 250 et 480°C, de préférence entre 300 et 420 °C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, et l’obtention d’une coupe naphta léger et d’une coupe naphta lourd. Avantageusement, l’étape c) est opérée à une vitesse volumique horaire, définie comme étant le ratio entre le débit volumique total de la charge traitée et le volume total de catalyseur et notée VVH (ou LHSV liquid hourly space velocity selon la terminologie anglo-saxonne), comprise entre 0,3 et 6 h -1 , de préférence entre 1 et 3 h -1 . Avantageusement, l’étape c) est opérée à une couverture volumique hydrogène/hydrocarbure (noté H 2 /HC) compris entre 100 et 2000 Nm 3 /m 3 (normaux mètres cube (Nm 3 ) par mètre cube (m 3 )). De préférence, le catalyseur d’hydrocraquage est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrocraquage connus de l‘homme du métier. Avantageusement, le catalyseur d’hydrocraquage est de type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 1200 m 2 .g- 1 généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d’oxydes de bore et d’aluminium, les silice-alumines amorphes et/ou les zéolithes. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIIIB, soit par une association d’un ou plusieurs métaux du groupe VIB et un ou plusieurs métaux du groupe VIIIB. De préférence, le catalyseur d’hydrocraquage comprend une fonction hydrogénante composé de un ou plusieurs métaux du groupe VIB et un ou plusieurs métaux du groupe VIIIB, pris seuls ou en mélange, ledit catalyseur étant un catalyseur phase sulfure. Le ou les métaux du groupe VIB sont avantageusement choisis parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence choisi parmi le molybdène et le tungstène. De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le catalyseur d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 35% en poids et de préférence entre 10 et 30% en poids, de manière très préférée entre 15 et 22% en poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage en poids d’oxydes. Le ou les métaux du groupe VIIIB sont avantageusement choisis parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine, et de préférence parmi le cobalt ou le nickel. De préférence, la teneur en métal du groupe VIIIB dans le catalyseur d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15,0% poids et de préférence entre 2,0 et 10,0% en poids, de manière très préférée entre 2,5 et 6,0% en poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage en poids d’oxydes. Le catalyseur d’hydrocraquage peut éventuellement comprendre au moins un élément promoteur déposé sur le catalyseur choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement un ou plusieurs éléments du groupe VIIA (chlore, fluor préférés), éventuellement un ou plusieurs éléments du groupe VIIB (manganèse préféré), et éventuellement un ou plusieurs éléments du groupe VB (niobium préféré). De préférence, le catalyseur d’hydrocraquage comprend une fonction acide choisie parmi l’alumine, la silice alumine et les zéolithes, de préférence choisies parmi les zéolithes Y et de préférence choisi parmi la silice alumine et les zéolithes. Dans un mode de réalisation, l’étape c) d’hydrocraquage en lit fixe comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe essence de pyrolyse lourde obtenue à l’étape d) de vapocraquage. Dans un mode de réalisation, à l’étape c) d’hydrocraquage en lit fixe, lorsque l’étape optionnelle g) d’hydrotraitement de résidu est mise en œuvre, la coupe diesel peut être également choisie à l’étape g). Dans un mode de réalisation, à l’étape c) d’hydrocraquage, les coupes diesel et/ou LCO et essence de pyrolyse lourde, sont traitées conjointement dans une même section d’hydrocraquage, ou séparément dans des sections d’hydrocraquage séparées. Avantageusement, l’étape c) d’hydrocraquage comprend le traitement de tout ou partie de la coupe essence de pyrolyse lourde issue de l’étape d) de vapocraquage et/ou d’une première partie de la coupe diesel issue de l’étape a) de distillation atmosphérique dans une première section d’hydrocraquage c-S1), et le traitement de tout ou partie de la coupe distillat léger (LCO) obtenue à l’étape b) de craquage catalytique fluide et/ou tout ou partie de la coupe diesel obtenue à l’étape optionnelle g) d’hydrotraitement de résidu et/ou d’une deuxième partie de la coupe diesel issue de l’étape a) de distillation atmosphérique dans une seconde section d’hydrocraquage c-S2). Ce mode de réalisation permet d’avoir deux sections de capacité équivalentes, et permet de diluer les oléfines contenues dans la coupe LCO afin de mieux contrôler les exothermes. Cette configuration permet également d’optimiser les conditions opératoires appliquées à chacune des charges, et par conséquent, de maximiser le rendement en produits valorisables du complexe, et/ou de minimiser le coût catalytique de l’ensemble. Avantageusement une unité d’hydrocraquage est constituée d’un réacteur d’hydrotraitement suivi de deux réacteurs d’hydrocraquage. Dans un mode de réalisation, à l’étape c) d’hydrocraquage en lit fixe, est obtenue en outre une coupe gaz. Avantageusement, une coupe GPL peut être séparée de la coupe gaz. Dans un mode de réalisation, à l’étape c) d’hydrocraquage en lit fixe, est obtenu en outre une coupe purge. Avantageusement, cette coupe purge est valorisée pour la production d’un fioul basse teneur en soufre (ou fioul BTS). Etape d) de vapocraquage Le procédé selon l’invention comprend une étape d) de vapocraquage comprenant le traitement de tout ou partie des coupes naphta et/ou essence de FCC et/ou naphta léger et/ou naphta lourd choisies parmi les coupes obtenues aux étapes a), b) et c) seules ou en mélange dans une unité de vapocraquage comprenant un four de pyrolyse, et l’obtention d’une coupe oléfinique. L’étape de vapocraquage d) consiste avantageusement en la décomposition non catalytique sous l’effet conjugué d’une haute température et d’une faible pression en présence de vapeur d’eau, d’hydrocarbures saturés, afin de produire des coupes hydrocarbures insaturés aliphatiques ou aromatiques. Lesdites coupes sont ensuite utilisées pour la synthèse d’un grand nombre de produits, par exemple du polyéthylène ou du polypropylène. Dans le cas du procédé selon l’invention, l’étape d) de vapocraquage permet avantageusement de produire des hydrocarbures insaturés aliphatiques principalement. Les conditions opératoires sont ajustées en fonction de la nature de la charge entrante dans l’unité de vapocraquage et des rendements visés pour chacun des produits principaux. Avantageusement, le temps de séjour dans le four de pyrolyse est limité afin de limiter la formation de produits lourds. De plus, une trempe de l’effluent est mise en place afin de figer la composition de l’effluent à la sortie du four. Avantageusement, la température à laquelle est opéré le four de pyrolyse dépend de la nature de la charge. Avantageusement, l’étape de vapocraquage est mise en œuvre dans une unité qui se compose d’un certain nombre de fours de pyrolyse, de chaudières de trempe et d’un train de fractionnement. Tout ou partie de la charge de vapocraquage entre dans la section chaude de l’unité par la zone de convection du four où elle est préchauffée, puis elle est mélangée à la vapeur d’eau également préchauffée dans cette même zone ; les hydrocarbures et l’eau traversent alors la zone de radiation proprement dite du four où s’effectuent la montée rapide en température et les réactions de pyrolyse. À la sortie du four, les effluents sont, afin d’éviter toute réaction ultérieure, figés dans leurs possibilités cinétiques d’évolution par une trempe brutale conduite généralement en deux temps : une première trempe indirecte à l’eau, suivie d’une trempe directe utilisant le résidu lourd sous-produit de la pyrolyse. Les effluents et éventuellement une partie de la charge de vapocraquage sont alors transférés vers une tour de fractionnement primaire qui sépare en fond une coupe lourde appelée « huile de pyrolyse » et, par soutirages, une partie de coupe « essence de pyrolyse » et de l’eau, tandis que les produits légers de pyrolyse sortent en tête sous forme gazeuse. Après compression, lavage à la soude (destiné à éliminer le H 2 S et les gaz acides) et séchage, ces effluents légers entrent alors dans la section froide de l’unité qui peut être conçue de diverses manières, mais qui assure la séparation en divers coupes d’intérêt. Avantageusement, lorsque la charge traitée dans l’unité de vapocraquage est une coupe naphta et/ou naphta léger et/ou naphta lourd et/ou essence de FCC et/ou raffinat, le temps de séjour de la charge entrante est compris entre 0,1 et 0,4 secondes, la température en sortie de tube est comprise entre 700 et 900 °C, de préférence entre 780 et 880°C, et le ratio vapeur/charge est compris entre 0,2 et 1 kg/kg. Dans un mode de réalisation, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie d’une coupe gaz choisie parmi les coupes obtenues aux étapes a), b), c) et e) seules ou en mélange. Lorsque l’étape optionnelle d’hydrotraitement de résidu g) est mise en œuvre, la coupe gaz peut également être choisie à l’étape g). Lorsque l’étape optionnelle d’hydrotraitement de naphta i) est mise en œuvre, la coupe gaz peut également être choisie à l’étape i). Lorsque l’étape optionnelle d’hydrotraitement de LCO j) est mise en œuvre, la coupe gaz peut également être choisie à l’étape j). Dans un mode de réalisation, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie d’une coupe GPL choisie parmi les coupes obtenues aux étapes a, b), c), e), f), g), i) et j) seules ou en mélange. Avantageusement, lorsqu’une coupe GPL est traitée, le temps de séjour de la charge entrante est compris entre 0,1 et 0,4 secondes, la température en sortie de tube est comprise entre 700 et 1000 °C, de préférence entre 800 et 900°C, et le ratio vapeur/charge est compris entre 0,2 et 0,8 kg/kg. Dans un mode de réalisation, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe éthane obtenue à l’étape f). Avantageusement, lorsque la coupe éthane est traitée, le temps de séjour de la charge entrante est compris entre 0,15 et 0,6 secondes, la température en sortie de tube est comprise entre 700 et 1000 °C, de préférence entre 800 et 900°C, et le ratio vapeur/charge est compris entre 0,1 et 0,6 kg/kg. Dans un mode de réalisation, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe raffinat obtenue à l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, lorsque l’étape optionnelle i) d’hydrotraitement de naphta est mise en œuvre, la coupe naphta est la coupe naphta hydrotraitée obtenues à l’étape i) d’hydrotraitement de naphta. Dans un mode de réalisation, lorsque l’étape optionnelle i) d’hydrotraitement de naphta est mise en œuvre, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe naphta léger hydrotraitée et/ou naphta lourd hydrotraitée et/ou LCN hydrotraitée obtenue à l’étape optionnelle i) d’hydrotraitement de naphta. Dans un mode de réalisation, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe naphta obtenue à l’étape optionnelle j) d’hydrotraitement de LCO. Dans un mode de réalisation, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie du raffinat concentré en composés non-aromatiques et en aromatiques C11+ obtenu à l’étape optionnelle h) d’extraction liquide-liquide. Dans un mode de réalisation, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe C4 obtenue à l’étape optionnelle l) de récupération de propylène. Dans un mode de réalisation, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe propane obtenue à l’étape optionnelle l) de récupération de propylène. Dans un mode de réalisation, les différentes coupes sont traitées de manière simultanée ou de préférence séparément dans l’unité de vapocraquage. Lorsqu’elles sont traitées séparément, elles le sont dans des conditions opératoires différentes en fonction de la nature de la coupe à traiter. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, est obtenu en outre une coupe huile de pyrolyse. Avantageusement, cette coupe huile de pyrolyse est valorisée pour la production d’un fioul basse teneur en soufre (ou fioul BTS). Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, est obtenu en outre une coupe essence de pyrolyse légère. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, est obtenu en outre une coupe essence de pyrolyse lourde. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, est obtenu en outre une coupe comprenant du H 2 , H 2 S, CO et CH 4 . Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, la coupe oléfinique est de l’éthylène. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, la coupe oléfinique est du propylène. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, la coupe oléfinique est du butadiène. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, la coupe oléfinique est du butene-1. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, la coupe oléfinique est du butene-2. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, la coupe oléfinique est de l’isobutène. Dans un mode de réalisation, à l’étape d) de vapocraquage, la coupe oléfinique est de l’isoprène. Etape e) de reformage catalytique Le procédé selon l’invention comprend une étape e) de reformage catalytique comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe naphta lourd obtenue à l’étape c) dans une unité de reformage catalytique comprenant un réacteur contenant un catalyseur de reformage, opérée sous une pression comprise entre 0,1 et 25 MPa et à une température comprise entre 480 et 570°C, et l’obtention d’une coupe reformat. Le reformage catalytique a pour objectif de transformer les constituants naphténiques et une partie des constituants paraffiniques (à bas indice d'octane) en constituants aromatiques à haut indice d'octane. L'unité de reformage catalytique est constituée principalement d'une série de trois réacteurs ou plus contenant un ou plusieurs catalyseurs de reformage et un séparateur permettant de séparer les différents produits à la sortie des réacteurs. Le catalyseur utilisé peut être sensible à la présence de produits sulfurés et azotés, c’est pourquoi la charge en entrée est avantageusement exempte de soufre, d'azote et de leurs dérivés. La réaction est une réaction endothermique. Les hydrocarbures de la coupe naphta lourd (notamment les paraffines et les naphtènes) sont transformés au cours de ce procédé en hydrocarbures aromatiques et en paraffines branchées.. Avantageusement, le ratio molaire hydrogène/hydrocarbures de la charge entrante est compris entre 0,8 et 8 mol/mol. Avantageusement, la vitesse spatiale horaire pondérale (notée WHSV weight hourly space velocity selon la terminologie anglo-saxonne) définie comme étant le ratio entre le débit massique total de la charge traitée et la masse totale de catalyseur de la charge entrante est comprise entre 0,1 et 10 h -1 , de préférence entre 0,5 et 6 h -1 . Avantageusement, le catalyseur de reformage comprend une phase active comprenant au moins un métal choisi parmi le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium, l’iridium ou le platine, et au moins un promoteur choisi parmi le rhénium, l’étain, le germanium, le cobalt, le nickel, l’iridium, le rhodium ou le ruthénium. De préférence le catalyseur de reformage comprend une phase active comprenant du platine et de l’étain. La quantité de métal est comprise entre 0,02 à 2 % poids, de manière préférée entre 0,05 et 1,5 % poids, de manière encore plus préférée entre 0,1 et 0,8 % poids par rapport au poids total du catalyseur. De préférence, le catalyseur de reformage comprend un support choisi à base d’alumine, de silice-alumine ou de silice. De préférence, le support est à base d’alumine. Dans un mode de réalisation, l’étape e) de reformage catalytique comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe naphta lourd hydrotraitée obtenue à l’étape optionnelle i) d’hydrotraitement de naphta. Dans un mode de réalisation, l’étape e) de reformage catalytique comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe naphta obtenue à l’étape optionnelle j) d’hydrotraitement de LCO. Dans un mode de réalisation, l’étape e) de reformage catalytique comprend en outre le traitement de tout ou partie du raffinat concentré en composés non-aromatiques et en aromatique à 11 carbones et plus (C11+) obtenu à l’étape optionnelle h) d’extraction liquide-liquide. Dans un mode de réalisation, à l’étape e) de reformage catalytique, est obtenu en outre une coupe gaz. Avantageusement, une coupe GPL peut être séparée de la coupe gaz. Dans un mode de réalisation, à l’étape e) de reformage catalytique, est obtenu en outre une coupe hydrogène. Etape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques Le procédé selon l’invention comprend une étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe reformat obtenue à l’étape e) dans une unité de transformation et/ou séparation des aromatiques, et l’obtention d’une coupe aromatique. L’objectif de cette étape est double : Convertir les C9 aromatiques et éventuellement les C10 aromatiques en benzène, Toluène, ortho xylène et para xylène, Ajuster les proportions de ces différentes molécules en ajustant le nombre et la position des substituants méthyle sur les cycles aromatiques. Les procédés avantageusement utilisés pour réaliser cette étape sont décrits ci-après. Le choix judicieux des catalyseurs et des conditions opératoires permet avantageusement de minimiser les pertes de rendements : Moins de 5% de perte de groupes méthyl Moins de 5% de pertes de cycles aromatiques Cette étape a lieu avantageusement au sein d’une unité comprenant un complexe aromatique qui constitue un ensemble d’étapes de séparation, purification et de conversion de molécules aromatiques présentes dans le reformat. L’objectif d’un complexe aromatique est de produire avec une très haute pureté (compatible avec la polymérisation) du benzène, du para-xylène, et parfois du toluène et de l’ortho-xylène, ainsi que des aromatiques lourdes, à partir de fractions riches en aromatiques telles que le reformat ou l’essence de pyrolyse. Avantageusement, dans une première étape, les oléfines et les non-aromatiques sont éliminés dans des unités telles que le traitement à la terre, des unités d’hydrogénation, des distillations extractives ou des unités d’extraction liquide-liquide. Avantageusement, dans une seconde étape, un train de séparation, composé de différentes colonnes à distiller, produit du benzène, du toluène, une coupe d’aromatiques contenant 8 atomes de carbone (ou coupe A8), et une ou plusieurs coupes contenant des aromatiques comportant plus de 9 atomes de carbone. Avantageusement, la coupe A8 rentre dans la “boucle de xylènes”, dans laquelle le paraxylène est séparé des autres isomères du xylène soit dans une unité d’extraction liquide-liquide basée sur la technologie du lit mobile simulé (SMB selon la terminologie anglo-saxonne), soit dans une unité de cristallisation. Les autres constituants de la coupe A8 (ortho et méta xylène, éthyle benzène) sont avantageusement isomérisés ou convertis au moyen d’une unité d’isomérisation en phase liquide ou en phase gaz, et retournent dans le train de séparation. Tout ou partie du toluène est avantageusement converti dans des unités de type transalkylation, dismutation, ou méthyl-alkylation pour produire plus d’aromatiques en C8 et de benzène. Les aromatiques contenant 9 ou 10 atomes de carbone peuvent avantageusement être envoyés dans une unité de transalkylation pour produire plus d’aromatiques à 8 atomes de carbone. Quant aux aromatiques les plus lourds (11 atomes de carbone et plus), ils sont considérés comme des sous-produits, et avantageusement exportés comme base d’essence. Dans un mode de réalisation, l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe essence de pyrolyse légère obtenue à l’étape d) de vapocraquage, de préférence conjointement avec tout ou partie de la coupe reformat. Dans un mode de réalisation, l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques comprend en outre un traitement de tout ou partie de l’extrait concentré en composés aromatiques de 6 à 10 atomes de carbones (C6-C10) obtenu à l’étape optionnelle h) d’extraction liquide-liquide, de préférence conjointement avec la coupe reformat. Dans un mode de réalisation, à l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques, est obtenu en outre une coupe GPL. Dans un mode de réalisation, à l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques, est obtenu en outre une coupe éthane. Dans un mode de réalisation, à l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques, est obtenu en outre une coupe raffinat, de préférence riche en paraffines. Dans un mode de réalisation, à l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques, est obtenu en outre une coupe aromatiques lourds. Avantageusement, cette coupe aromatiques lourds est valorisée pour la production d’un fioul basse teneur en soufre (ou fioul BTS). Dans un mode de réalisation, à l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques, la coupe aromatique est du benzène. Dans un mode de réalisation, à l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques, la coupe aromatique est du paraxylène. Il est également possible de produire d’autres coupes aromatiques telles que du toluène ou de l’orthoxylène. Etapes optionnelles Etape g) d’hydrotraitement de résidu Dans un mode de réalisation, le procédé selon l’invention comprend en outre une étape g) d’hydrotraitement de résidu comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe résidu atmosphérique obtenu à l’étape a) dans une unité d’hydrotraitement comprenant un réacteur contenant un catalyseur d’hydrotraitement, opérée en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 300°C et 500°C, de préférence entre 350°C et 430°C, sous une pression comprise entre 5 MPa et 35 MPa, de préférence entre 11 MPa et 26 MPa, et l’obtention d’une coupe résidu atmosphérique hydrotraitée. Avantageusement, l’étape g) est opérée à une VVH de charge entrante comprise entre 0,1 h -1 et 5 h -1 , préférentiellement entre 0,1 h -1 et 3 h -1 . Avantageusement, l’étape g) est opérée à une couverture volumique d’hydrogène par rapport au volume de la charge comprise entre 100 et 5000 Nm 3 /m 3 , préférentiellement entre 200 et 2000 Nm 3 /m 3 . L’étape optionnelle d’hydrotraitement de tout ou partie de la coupe résidu atmosphérique est avantageusement réalisée dans un ou plusieurs réacteurs, de préférence à lit fixe disposés en série, et permet avantageusement dans le ou les premiers réacteurs l’élimination des métaux (hydrodémétallisation : HDM) ainsi qu’une partie de l’élimination du soufre (hydrodésulfuration : HDS), étape dite d’HDM, et dans le ou les derniers réacteurs le raffinage profond de la charge, en particulier l’hydrodésulfuration, étape dite d’HDS. Les effluents sont soutirés du dernier réacteur d’HDS. Cette étape permet avantageusement d’éviter l’empoisonnement des catalyseurs utilisés dans les unités aval, en particulier dans l’étape b) de craquage catalytique fluide. L’étape d’HDM est préférentiellement mise en œuvre lorsque la charge contient plus de 50 ppm, voire plus de 100 ppm de métaux et/ou lorsque la charge comprend des impuretés susceptibles d’induire un colmatage trop rapide du lit catalytique, tel que des dérivés de fer ou de calcium par exemple. Le but est de réduire la teneur en impuretés et ainsi de protéger de la désactivation et du colmatage l’étape d’HDS en aval. Elle peut être mise en œuvre dans des réacteurs permutables. Dans un mode de réalisation, le catalyseur d’hydrotraitement comprend un catalyseur d’HDM et/ou un catalyseur d’HDS. Pour l’étape d’HDM, le catalyseur idéal doit être apte à traiter des charges éventuellement riches en asphaltènes, tout en ayant un haut pouvoir démétallisant associé à une haute capacité de rétention en métaux et une grande résistance au cokage. Le catalyseur d’HDM possède avantageusement les caractéristiques suivantes : - Taux de démétallisation d’au moins 10 % à 90 % dans l’étape d’HDM ; - Capacité de rétention en métaux supérieure à 10 % par rapport au poids de catalyseur neuf, ce qui permet d’obtenir des cycles d’opération plus longs ; - Grande résistance au cokage même à des températures supérieures à 390°C ce qui contribue à l’allongement de la durée des cycles souvent limités par l’augmentation de la perte de charge et la perte d’activité dues à la production de coke, et ce qui permet de réaliser l’essentiel de la conversion thermique dans cette étape. Pour l’étape d’HDS, le catalyseur idéal doit avoir un fort pouvoir hydrogénant de façon à réaliser un raffinage profond des produits : désulfuration, poursuite de la démétallisation abaissement du carbone Conradson et éventuellement de la teneur en asphaltènes. Les catalyseurs d’HDM et d’HDS peuvent être tout catalyseurs connus de l’homme du métier pour réaliser des étapes de HDM et HDS. Il peut s’agir de catalyseurs granulaires comprenant, sur un support, au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydro/déshydrogénante. Ces catalyseurs peuvent avantageusement être des catalyseurs comprenant un métal du groupe VIII, choisi généralement dans le groupe constitué par le nickel et le cobalt, et/ou un métal du groupe VIB, de préférence du molybdène et/ou du tungstène. On peut employer par exemple un catalyseur comprenant de 0,5% à 10% en poids de nickel, de préférence de 1% à 5% en poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel NiO), et de 1% à 30% en poids de molybdène, de préférence de 3% à 20% en poids de molybdène (exprimé en oxyde de molybdène MoO3) par rapport au poids total du catalyseur, sur un support minéral. Le support minéral peut par exemple être choisi dans le groupe constitué par l’alumine, la silice, les silices-alumines, la magnésie, les argiles et les mélanges d’au moins deux de ces minéraux. Avantageusement, le support minéral peut renfermer d’autres composés dopants, notamment des oxydes choisis dans le groupe constitué par l’oxyde de bore, la zircone, la cérine, l’oxyde de titane, l’anhydride phosphorique et un mélange de ces oxydes. On utilise le plus souvent un support d’alumine et très souvent un support d’alumine dopée avec du phosphore et éventuellement du bore. Lorsque l’anhydride phosphorique P2O5 est présent, sa concentration est inférieure à 10% en poids par rapport au poids du support. Lorsque le trioxyde de bore B2O5 est présent, sa concentration est inférieure à 10% en poids par rapport au poids du support. L’alumine utilisée peut être une alumine γ (gamma) ou η (êta). Les catalyseurs sont le plus souvent sous forme d’extrudés. La teneur totale en oxydes de métaux des groupes VIB et VIII peut être de 3% à 40% en poids, préférentiellement de 5% à 30% en poids par rapport au poids total de catalyseur, et le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique entre métal (ou métaux) du groupe VIB sur métal (ou métaux) du groupe VIII est en général compris entre 20 et 1, et le plus souvent entre 10 et 2. Des catalyseurs utilisables dans l’étape d’HDM sont par exemple décrits dans les documents EP0113297, EP0113284, US5221656, US5827421, US7119045, US5622616 et US 5089463. Des catalyseurs utilisables dans l’étape d’HDS sont par exemple décrits dans les documents de brevets EP0113297, EP0113284, US6589908, US4818743 ou US6332976. Un exemple de procédé d’hydrotraitement de résidu atmosphérique est le procédé Hyvahl™ commercialisé par Axens. Dans un mode de réalisation, à l’étape g) d’hydrotraitement de résidu, est obtenu en outre une coupe gaz. Avantageusement, une coupe GPL peut être séparée de la coupe gaz. Dans un mode de réalisation, à l’étape g) d’hydrotraitement de résidu, est obtenu en outre une coupe naphta. Dans un mode de réalisation, à l’étape g) d’hydrotraitement de résidu, est obtenu en outre une coupe diesel. Etape h) d’extraction liquide-liquide Dans un mode de réalisation, le procédé selon l’invention comprend en outre une étape h) d’extraction liquide-liquide comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe essence de FCC obtenue à l’étape b) de craquage catalytique fluide, ou dans un mode de réalisation de la coupe HCN hydrotraitée obtenue à l’étape optionnelle i-S2), dans une unité d’extraction liquide-liquide, et l’obtention d’un extrait concentré en composés aromatiques de 6 à 10 atomes de carbones (C6-C10) et d’un raffinat concentré en composés non-aromatiques et en aromatique à 11 carbones et plus (C11+). On entend par « concentré en », qui comprend une teneur d’au moins 95% poids, préférablement au moins 99% poids, très préférablement au moins 99,5% poids de composés désirés. Selon un mode de réalisation, l’unité d'extraction liquide-liquide comprend les étapes/dispositifs suivants : - extraction au moyen d’un extracteur liquide-liquide alimenté avec flux de solvant pour séparer le raffinat et l’extrait, - lavage à l’eau du raffinat avec une tour de lavage à l'eau, - stripage de l’eau avec une section de stripage de l’eau, - stripage de l’extrait avec une section de stripage de l’extrait, - séparation des aromatiques avec tour de récupération pour séparer l’extrait et le flux de solvant, et - régénération du solvant avec une section de régénération du solvant. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le solvant comprend un composé choisi parmi l’ethylène glycol, le diethylène glycol, le triéthylène glycol, hexaméthylphosphoramide, le carbonate de propylène, le carbonate d’éthylène, le sulfolane, le 3-methylsulfolane, le N-méthylacétamide, le N,N-diméthylacétamide, la butyrolactone, la 1-méthylpyrrolidone, le diméthylsulfoxyde, la caprolactame, le N-méthylformamide, la pyrrolidine-2-one, le furfural, le 1,1,3,3-tétraméthylurée et un mélange de ceux-ci. Selon un mode de réalisation, le solvant comprend ou consiste en du sulfolane. Selon un mode de réalisation, le solvant est constitué d’au moins 90% poids, préférablement au moins 95% poids (e.g. d’au moins 99% poids), en sulfolane, par rapport au poids total du solvant. Selon un mode de réalisation, le solvant comprend en outre un anti-solvant, tel que de l’eau. Selon un mode de réalisation, le solvant comprend entre 0,01 % poids et 5% poids, préférablement entre 0,1 % poids et 3% poids (e.g. entre 0,5 % poids et 2% poids) d’anti-solvant, tel que de l’eau, par rapport au poids total du solvant. Selon un mode de réalisation, l’unité d’extraction liquide-liquide est opérée à une pression comprise entre 0,05 et 3 MPa, de préférence entre 0,1 et 2 MPa, de préférence entre 0,2 et 1,5 MPa, de préférence entre 0,3 et 1 MPa, telle que à 0,65 ±0,2 MPa, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane. Selon un mode de réalisation, l’unité d’extraction liquide-liquide est opérée à une température comprise entre 10 et 150°C, de préférence entre 15 et 120°C, de préférence entre 20 et 100°C, de préférence entre 30 et 90°C, telle que 54 ±5°C, par exemple lorsque le solvant comprend du sulfolane. Selon un mode de réalisation, le ratio solvant/charge est compris entre 2 et 10, de préférence entre 4 et 8. Etape i) d’hydrotraitement de naphta Dans un mode de réalisation, le procédé selon l’invention comprend en outre une étape i) d’hydrotraitement de naphta comprenant le traitement de tout ou partie d’une coupe naphta et/ou essence de FCC choisie parmi les coupes obtenues aux étapes a) et b) seules ou en mélange dans une unité d’hydrotraitement comprenant un réacteur contenant un catalyseur d’hydrotraitement, opérée en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 200°C et 400°C, de préférence entre 250°C et 370°C, sous une pression comprise entre 0,2 MPa et 2,5 MPa, de préférence entre 0,5 MPa et 2,0 MPa, et l’obtention d’une coupe naphta hydrotraitée et/ou essence de FCC hydrotraitée. Avantageusement, l’étape i) est opérée à une VVH de charge entrante comprise entre 1 h -1 et 10 h -1 , préférentiellement entre 4 h -1 et 8 h -1 . Avantageusement, l’étape i) est opérée à une couverture volumique hydrogène par rapport au volume de charge entrante comprise entre 100 et 350 Nm 3 /m 3 de charge liquide, préférentiellement entre 170 et 300 Nm 3 /m 3 . Dans un mode de réalisation préféré, l’étape i) est suivie d’une étape de séparation comprenant l’obtention d’une coupe naphta léger hydrotraitée et/ou naphta lourd hydrotraitée et/ou essence légère de FCC (LCN) hydrotraitée et/ou essence lourde de FCC (HCN) hydrotraitée. L’étape optionnelle d’hydrotraitement de naphta permet avantageusement l'élimination du soufre (hydrodésulfuration), et/ou l’élimination de l'azote (hydrodéazotation ou hydrodénitration) qui sont des poisons pour les catalyseurs utilisés dans les unités aval telles que l’unité de reformage catalytique par exemple. Avantageusement, l’étape i) est opérée dans plusieurs réacteurs d’hydrotraitement, dans le ou les premiers réacteurs d’hydrotraitement est réalisé une hydrogénation sélective des oléfines en paraffines, et dans le ou les réacteurs suivants est réalisé l’élimination du soufre (hydrodésulfuration) et/ou l’élimination de l'azote (hydrodéazotation ou hydrodénitration). Les conditions opératoires utilisées dans l’étape i) permettent avantageusement de réaliser un hydrotraitement de la charge de manière à atteindre une teneur en azote organique dans l’effluent inférieure à 1 ppm poids. Les conditions opératoires utilisées dans l’étape i) permettent avantageusement de réaliser un hydrotraitement de la charge de manière à atteindre une teneur en soufre dans l’effluent inférieure à 1 ppm poids. Avantageusement, le catalyseur d’hydrotraitement est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrotraitement connus de l’Homme du métier. De préférence, le catalyseur comprend une fonction hydrogénante composée d’un ou plusieurs métaux du groupe VIB et d’un ou plusieurs métaux du groupe VIIIB, pris seuls ou en mélange, ledit catalyseur étant un catalyseur ayant une phase sulfure comme phase active. Le ou les métaux du groupe VIB sont avantageusement choisis parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence choisis parmi le molybdène et le tungstène. De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d’hydrotraitement est avantageusement comprise entre 5 et 40% poids et de préférence entre 7 et 30% poids, de manière très préférée entre 10 et 28% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes. Le ou les métaux du groupe VIII sont avantageusement choisis parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine, et de préférence parmi le cobalt ou le nickel. De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrotraitement est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 1,5 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes. Le catalyseur d’hydrotraitement peut également avantageusement comprendre au moins un élément promoteur déposé sur ledit catalyseur choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement un ou plusieurs éléments du groupe VIIA (chlore et fluor préférés), éventuellement un ou plusieurs éléments du groupe VIIB (manganèse préféré), et éventuellement un ou plusieurs éléments du groupe VB (niobium préféré). La concentration dudit promoteur est avantageusement inférieur à 20% en poids, et de préférence inférieure à 10% en poids par rapport au poids du catalyseur. Avantageusement, le catalyseur peut contenir en outre un ou plusieurs additifs adjuvants conduisant à une meilleure dispersion et promotion de la phase active du catalyseur, de façon à améliorer son activité. Lesdits additifs sont typiquement un ou plusieurs composés organiques contenant de l’oxygène et/ou un ou plusieurs composés organiques contenant de l’azote et/ou un ou plusieurs composés organiques contenant du soufre. Lorsqu’il(s) est/sont présent(s), la teneur totale en composé(s) organique(s) contenant de l’oxygène et/ou de l’azote et/ou du soufre présent(s) dans le catalyseur est généralement comprise entre 1 et 30 % poids, de préférence entre 1,5 et 25 % poids, et de manière plus préférée entre 2 et 20 % poids par rapport au poids total du catalyseur. De préférence, le catalyseur d’hydrotraitement est supporté sur un support choisi parmi l’alumine, la silice alumine, et de préférence sur l’alumine. Dans un mode de réalisation, à l’étape i) d’hydrotraitement de naphta, lorsque l’étape optionnelle g) d’hydrotraitement de résidu est mise en œuvre, la coupe naphta peut être également choisie à l’étape g). Dans un mode de réalisation, à l’étape i) d’hydrotraitement de naphta, les coupes naphta sont traitées conjointement ou séparément dans une même section d’hydrotraitement, ou séparément dans des sections séparées. Avantageusement, l’étape i) d’hydrotraitement de naphta comprend le traitement de tout ou partie des coupes naphta issues des étapes a) de distillation atmosphérique et optionnellement g) d’hydrotraitement de résidu dans une première section d’hydrotraitement i-S1), et le traitement de tout ou partie de la coupe essence de FCC obtenue à l’étape b) de craquage catalytique fluide dans une seconde section d’hydrotraitement i-S2). Cette configuration permet de traiter séparément l’essence de FCC comprenant des aromatiques pouvant être récupérés à l’étape h) d’extraction liquide-liquide sans les diluer avec une coupe naphta comprenant peu d’aromatiques. Dans un mode de réalisation, à l’étape i) d’hydrotraitement, est obtenu en outre une coupe gaz. Avantageusement, une coupe GPL peut être séparée de la coupe gaz. Etape j) d’hydrotraitement de LCO Dans un mode de réalisation, le procédé selon l’invention comprend en outre une étape j) d’hydrotraitement de LCO comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe LCO obtenue à l’étape b) de craquage catalytique fluide, dans une unité d’hydrotraitement comprenant un réacteur contenant un catalyseur d’hydrotraitement, opérée en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 340°C et 420°C, sous une pression comprise entre 3 MPa et 12 MPa, et l’obtention d’une coupe LCO hydrotraitée. Avantageusement, l’étape j) est opérée à une VVH de charge entrante comprise entre 0,5 h -1 et 4 h -1 . Avantageusement, l’étape j) est opérée à une couverture volumique hydrogène par rapport au volume de charge entrante comprise entre 100 et 1800 Nm 3 / m 3 de charge liquide. L’étape optionnelle d’hydrotraitement j) permet avantageusement l’hydrogénation des aromatiques (afin de permettre éventuellement le craquage de la coupe LCO hydrotraitée à l’étape b) de craquage catalytique fluide), ainsi que l'élimination du soufre (hydrodésulfuration), et/ou l’élimination de l'azote (hydrodéazotation ou hydrodénitration). Le catalyseur d’hydrotraitement est avantageusement choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrotraitement connus de l‘Homme du métier. Il comporte en général un support minéral poreux, un ou plusieurs métaux ou composés de métaux du groupe VIII (ce groupe comprenant notamment le cobalt, le nickel, le fer, etc.…) et un ou plusieurs métaux ou composés de métaux VIB (ce groupe comprenant notamment le molybdène, le tungstène, etc.). La somme du ou des métaux ou composés métalliques, exprimé en poids de métal par rapport au poids total du catalyseur est avantageusement comprise entre 0,5 et 50 % poids. La somme du ou des métaux ou composés de métaux du groupe VIII, exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur est avantageusement comprise entre 0,5 et 15 % poids, de préférence entre 1 et 10 % poids. La somme du ou des métaux ou composés de métaux du groupe VIB, exprimée en poids de métal par rapport au poids du catalyseur est avantageusement comprise entre 2 et 50 % poids, de préférence entre 5 et 40 % poids. Le support minéral poreux peut comprendre, de façon non limitative, l'un des composés suivants : alumine, silice, zircone, oxyde de titane, magnésie, ou deux composés choisis parmi les composés précédents, par exemple silice-alumine ou alumine-zircone, ou alumine-oxyde de titane, ou alumine-magnésie, ou trois composés ou plus choisis parmi les composés précédents, par exemple silice-alumine-zircone ou silice-alumine-magnésie. Le support peut également comprendre, en partie ou en totalité, une zéolite. De préférence le catalyseur comporte un support composé d'alumine, ou un support composé principalement d'alumine (par exemple de 80 à 99,99% poids d'alumine). Le support poreux peut comprendre également un ou plusieurs autres éléments ou composés promoteurs, à base par exemple de phosphore, de magnésium, de bore, de silicium, ou comprenant un halogène. Le support peut par exemple comprendre une teneur de 0,01 à 20% poids de B 2 O 3 , ou de SiO 2 , ou de P 2 O 5 , ou d'un halogène (par exemple du chlore ou du fluor), ou une teneur de 0,01 à 20% poids d'une association de plusieurs de ces promoteurs. Des catalyseurs courants sont par exemple des catalyseurs à base de cobalt et molybdène, ou bien de nickel et molybdène, ou bien de nickel et tungstène, sur un support alumine, ce support pouvant comprendre un ou plusieurs promoteurs tels que précédemment cités. Dans un mode de réalisation, à l’étape j) d’hydrotraitement de LCO, est obtenue en outre une coupe gaz. Avantageusement, une coupe GPL peut être séparée de la coupe gaz. Dans un mode de réalisation, à l’étape j) d’hydrotraitement de LCO, est obtenu en outre une coupe naphta. Etape k) de récupération et de purification de l’éthylène Dans un mode de réalisation, le procédé comprend en outre une étape k) de récupération et de purification de l’éthylène comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe gaz issue de l’étape b) de craquage catalytique fluide dans une unité de récupération de l’éthylène (Ethylene Recovery Unit ou ERU selon la terminologie anglo-saxonne), et l’obtention d’une coupe comprenant du dihydrogène, du méthane et de l’azote, une coupe GPL et une coupe éthylène au grade polymère, c’est-à-dire comprenant plus de 99,5% en poids d’éthylène. Avantageusement, avant envoi de tout ou partie de la coupe gaz vers des colonnes de distillation permettant de séparer les composés en fonction de leur volatilité relative, celle-ci passe à travers un train de purification afin d’abattre un nombre important d’impuretés, dont notamment des oxygénés (Nox et O 2 ), les diènes, l’acétylène mais également le soufre et les composés soufrés, l’eau, l’arsenic et le mercure. Cette purification de la coupe gaz permet, entre autres, de répondre aux spécifications sur ces composés en entrée de la partie séparation de cette étape, dû à la nécessité d’une boite froide pour un fonctionnement optimal des colonnes de distillation. Ainsi, en sortie du train de purification, la charge alimente un dééthaniseur avec obtention en fond de colonne d’une coupe GPL, et en tête un gaz composé majoritairement d’un mélange de composés en C1 et C2, qui envoyé vers une boite froide permettant l’obtention de au moins deux sorties : un gaz, comprenant un mélange de C1 et de H 2 , et une coupe comprenant des composés en C1 et C2 envoyée vers un déméthaniseur. Celui-ci permet l’obtention d’au moins deux coupes : une coupe méthane en tête et une coupe C2 comprenant de l’éthane et de l’éthylène en fond de colonne. La coupe C2 est ensuite envoyée vers un séparateur de C2, permettant l’obtention d’une coupe éthylène au grade polymère en tête de colonne et une coupe éthane en fond de colonne, combinée avec la coupe gaz comprenant un mélange de C1 et de H 2 en tête de boite froide. Concernant la partie purification, les conditions opératoires sont avantageusement les suivantes : température comprise entre 30°C et 300°C, et préférentiellement comprise entre 40°C et 260°C ; pression comprise entre 0,1 et 5 MPa, de préférence entre 0,5 et 3 MPa et de manière encore préférée comprise entre 1 et 2 MPa, Concernant la partie fractionnement, les conditions opératoires sont avantageusement les suivantes : température comprise entre -120°C et 100°C, et préférentiellement comprise entre -100°C et 50°C ; pression comprise entre 0,1 et 5 MPa, de préférence entre 0,5 et 3,5 MPa. Il est à noter que les conditions opératoires sont spécifiquement définies pour chacune des étapes de séparation décrites précédemment. Dans un mode de réalisation, la coupe gaz comprenant un mélange de C1 et de H 2 et/ou la coupe éthane, obtenue à l’étape k) est envoyée à l’étape d) de vapocraquage. Etape l) de récupération de propylène Dans un mode de réalisation, le procédé comprend en outre une étape l) de récupération du propylène comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe GPL obtenue à l’étape b) de craquage catalytique fluide dans une unité de récupération du propylène, et l’obtention d’une coupe C4, une coupe propane et une coupe propylène au grade polymère, c’est-à-dire comprenant plus de 99,5% en poids de propylène. Dans un mode de réalisation, l’étape l) de récupération de propylène, comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe GPL issue de l’étape optionnelle k) de récupération et de purification de l’éthylène. L’unité de récupération du propylène permet la séparation des différents composants en fonction de leur volatilité relative. Une première colonne, le dépropaniseur, permet de récupérer en fond de colonne une coupe C4, et en tête de colonne un flux comprenant principalement du propane et du propylène. Ce flux est alors envoyé vers une seconde colonne, le dééthaniseur. Le flux en tête du dééthaniseur (coupe C2-), peut être renvoyé soit vers l’étape b) de craquage catalytique fluide, soit vers l’étape k) de récupération de l’éthylène en fonction de la composition de ce flux. Le fond de colonne du dééthaniseur est envoyé vers une troisième colonne, le séparateur de C3, où la séparation propane/propylène a lieu. Dans un mode de réalisation, la coupe propane obtenue à l’étape l) est envoyée à l’étape d) de vapocraquage. Les séparations se déroulent avantageusement sous une pression comprise entre 0,1 et 25 MPa ainsi qu'à haute température comprise entre 100 et 150°C. Avantageusement, la charge entrante de la seconde colonne est traitée dans un lavage caustique afin de retirer certains contaminants, tel que le sulfure de carbonyle. DESCRIPTION DES FIGURES FIG. 1 : Une charge de pétrole brut 1 est envoyée vers une étape a) de distillation atmosphérique pour obtenir une coupe naphta 3, une coupe diesel 4 et une coupe résidu atmosphérique 5. La coupe 5 est envoyée vers une étape b) de craquage catalytique fluide pour obtenir une coupe essence de FCC 11 et une coupe LCO 12. Les coupes 4 et 12 sont envoyées vers une étape c) d’hydrocraquage pour obtenir une coupe naphta léger 15, et une coupe naphta lourd 16. Les coupes 3, 11, 15 et possiblement une partie de la coupe 16 sont envoyées vers une étape d) de vapocraquage pour obtenir une coupe oléfinique (40 éthylène, ou 41 propylène, ou 42 butadiène). Une partie ou la totalité de la coupe 16 est envoyée vers une étape e) de reformage catalytique pour obtenir une coupe reformat 32. La coupe 32 est envoyée vers une étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques pour obtenir une coupe aromatique (36 benzène, ou 37 paraxylène). FIG. 2 : Une charge de pétrole brut 1 est envoyée vers une étape a) de distillation atmosphérique pour obtenir une coupe gaz 2, une coupe naphta 3, une coupe diesel 4 et une coupe résidu atmosphérique 5. La coupe 5 est envoyée vers une étape g) d’hydrotraitement de résidu pour obtenir une coupe gaz 6, une coupe naphta 7, une coupe diesel 8 et une coupe résidu atmosphérique hydrotraitée 9. La coupe 9 est envoyée vers une étape b) de craquage catalytique fluide pour obtenir une coupe gaz 10, une coupe essence de FCC 11, une coupe LCO 12 et une coupe huile lourde 13. Au moins une partie de la coupe 4 est envoyée vers une première section d’hydrocraquage c-S1) pour obtenir une coupe gaz 14, une coupe naphta léger 15, une coupe naphta lourd 16 et une coupe purge 17. Au moins une partie de la coupe 4, la coupe 8 et la coupe 12 sont envoyées vers une seconde section d’hydrocraquage c-S2) pour obtenir une coupe gaz 23, une coupe naphta léger 24, une coupe naphta lourd 25 et une coupe purge 26. Les coupes 3 et 7 sont envoyées vers une première section i-S1) d’hydrotraitement de naphta pour obtenir une coupe gaz 27, une coupe naphta léger hydrotraitée 28 et une coupe naphta lourd hydrotraitée 29. La coupe 11 est envoyée vers une seconde section i-S2) d’hydrotraitement de naphta pour obtenir une coupe gaz 18, une coupe LCN hydrotraitée 19 et une coupe HCN hydrotraitée 20. La coupe 20 est envoyée vers une étape h) d’extraction liquide-liquide pour obtenir un extrait concentré en composés aromatiques de 6 à 10 atomes de carbones (C6-C10) 21 et un raffinat concentré en composés non-aromatiques et en aromatique à 11 carbones et plus (C11+) 22. Les coupes 16, 22, 25 et 29 sont envoyées vers une étape e) de reformage catalytique pour obtenir une coupe hydrogène 30, une coupe gaz 31, et une coupe reformat 32. Les coupes gaz 2, 6, 10, 14, 18, 23, 27, 31 et les coupes naphta léger et LCN hydrotraitée 15, 24, 28 et 19 sont envoyées vers une étape d) de vapocraquage pour obtenir une coupe 39 comprenant du H 2 , H 2 S, CO et CH 4 , une coupe oléfinique (40 éthylène, ou 41 propylène, ou 42 butadiène), une coupe essence de pyrolyse légère 43, une coupe essence de pyrolyse lourde 44 et une coupe huile de pyrolyse 45. La coupe 44 est envoyée vers la première section d’hydrocraquage c-S1). Les coupes 21, 32 et 43 sont envoyées vers une étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques pour obtenir une coupe éthane 33, une coupe GPL 34, une coupe raffinat 35, une coupe aromatique (36 benzène, ou 37 paraxylène), et une coupe aromatiques lourds 38. Les coupes 33, 34 et 35 sont envoyées vers l’étape d) de vapocraquage. FIG. 3 : Une charge de pétrole brut 1 est envoyée vers une étape a) de distillation atmosphérique pour obtenir une coupe gaz 2, une coupe naphta 3, une coupe diesel 4 et une coupe résidu atmosphérique 5. La coupe 5 est envoyée vers une étape g) d’hydrotraitement de résidu pour obtenir une coupe gaz 6, une coupe naphta 7, une coupe diesel 8 et une coupe résidu atmosphérique hydrotraitée 9. La coupe 9 est envoyée vers une étape b) de craquage catalytique fluide pour obtenir une coupe gaz 10, une coupe essence de FCC 11, une coupe LCO 12 et une coupe huile lourde 13. Au moins une partie de la coupe 4 et la coupe 8 sont envoyées vers une étape d’hydrocraquage c) pour obtenir une coupe gaz 14, une coupe naphta léger 15, une coupe naphta lourd 16 et une coupe purge 17. La coupe 12 est envoyée vers une section d’hydrotraitement de LCO j) pour obtenir une coupe gaz 46, une coupe naphta 47 et une coupe LCO hydrotraitée 48. La coupe 48 est recyclée en tant que co-charge à l’étape b) de craquage catalytique fluide. Les coupes 3 et 7 sont envoyées vers une première section i-S1) d’hydrotraitement de naphta pour obtenir une coupe gaz 27, une coupe naphta léger hydrotraitée 28 et une coupe naphta lourd hydrotraitée 29. La coupe 11 est envoyée vers une seconde section i-S2) d’hydrotraitement de naphta pour obtenir une coupe gaz 18, une coupe LCN hydrotraitée 19 et une coupe HCN hydrotraitée 20. La coupe 20 est envoyée vers une étape h) d’extraction liquide-liquide pour obtenir un extrait concentré en composés aromatiques de 6 à 10 atomes de carbones (C6-C10) 21 et un raffinat concentré en composés non-aromatiques et en aromatique à 11 carbones et plus (C11+) 22. Les coupes 16, 22, 29 et 47 sont envoyées vers une étape e) de reformage catalytique pour obtenir une coupe hydrogène 30, une coupe gaz 31, et une coupe reformat 32. Les coupes gaz 2, 6, 10, 14, 18, 27, 31, 46 et les coupes naphta léger et LCN hydrotraitée 15, 28 et 19 sont envoyées vers une étape d) de vapocraquage pour obtenir une coupe 39 comprenant du H 2 , H 2 S, CO et CH 4 , une coupe oléfinique (40 éthylène, ou 41 propylène, ou 42 butadiène), une coupe essence de pyrolyse légère 43, une coupe essence de pyrolyse lourde 44 et une coupe huile de pyrolyse 45. La coupe 44 est envoyée vers l’étape d’hydrocraquage c). Les coupes 21, 32 et 43 sont envoyées vers une étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques pour obtenir une coupe éthane 33, une coupe GPL 34, une coupe raffinat 35, une coupe aromatique (36 benzène, ou 37 paraxylène), et une coupe aromatiques lourds. Les coupes 33, 34 et 35 sont envoyées vers l’étape d) de vapocraquage. FIG. 4 : Une charge de pétrole brut 1 est envoyée vers une étape a) de distillation atmosphérique pour obtenir une coupe gaz 2, une coupe naphta 3, une coupe diesel 4 et une coupe résidu atmosphérique 5. La coupe 5 est envoyée vers une étape b) de craquage catalytique fluide pour obtenir une coupe gaz 10, une coupe essence de FCC 11, une coupe LCO 12 et une coupe huile lourde 13. Au moins une partie de la coupe 4 est envoyée vers une première section d’hydrocraquage c-S1) pour obtenir une coupe gaz 14, une coupe naphta léger 15, une coupe naphta lourd 16 et une coupe purge 17. Au moins une partie de la coupe 4 et la coupe 12 sont envoyées vers une seconde section d’hydrocraquage c-S2) pour obtenir une coupe gaz 23, une coupe naphta léger 24, une coupe naphta lourd 25 et une coupe purge 26. La coupe 3 est envoyée vers une première section i-S1) d’hydrotraitement de naphta pour obtenir une coupe gaz 27, une coupe naphta léger hydrotraitée 28 et une coupe naphta lourd hydrotraitée 29. La coupe 11 est envoyée vers une seconde section i-S2) d’hydrotraitement de naphta pour obtenir une coupe gaz 18, une coupe LCN hydrotraitée 19 et une coupe HCN hydrotraitée 20. La coupe 20 est envoyée vers une étape h) d’extraction liquide-liquide pour obtenir un extrait concentré en composés aromatiques de 6 à 10 atomes de carbones (C6-C10) 21 et un raffinat concentré en composés non-aromatiques et en aromatique à 11 carbones et plus (C11+) 22. Les coupes 16, 22, 25 et 29 sont envoyées vers une étape e) de reformage catalytique pour obtenir une coupe hydrogène 30, une coupe gaz 31, et une coupe reformat 32. Les coupes gaz 2, 10, 14, 18, 23, 27, 31 et les coupes naphta léger et LCN hydrotraitée15, 24, 28 et 19 sont envoyées vers une étape d) de vapocraquage pour obtenir une coupe 39 comprenant du H 2 , H 2 S, CO et CH 4 , une coupe oléfinique (40 éthylène, ou 41 propylène, ou 42 butadiène), une coupe essence de pyrolyse légère 43, une coupe essence de pyrolyse lourde 44 et une coupe huile de pyrolyse 45. La coupe 44 est envoyée vers la première section d’hydrocraquage c-S1). Les coupes 21, 32 et 43 sont envoyées vers une étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques pour obtenir une coupe éthane 33, une coupe GPL 34, une coupe raffinat 35, une coupe aromatique (36 benzène, ou 37 paraxylène), et une coupe aromatiques lourds 38. Les coupes 33, 34 et 35 sont envoyées vers l’étape d) de vapocraquage. EXEMPLES Exemple 1 : Procédé selon le mode de réalisation de la FIG. 2 : L’exemple ci-dessous illustre une mise en œuvre particulière du procédé selon l’invention sans en limiter la portée. La charge hydrocarbonée lourde 1 traitée dans le procédé est un pétrole brut provenant du Moyen-Orient et ayant les propriétés indiquées dans le tableau ci-dessous. Teneur en soufre % m/m 2,38 Masse volumique kg/m 3 870 Teneur en asphaltènes C7 % m/m 3,43 Teneur en Ni+V ppm 49 Teneur en composés bouillant au-delà de 540°C % m/m 27,65 La charge est soumise à une étape a) de distillation atmosphérique, les coupes obtenues sont décrites dans le tableau ci-dessous. Nom de coupe Gaz Naphta Diesel Résidu atmosphérique Numéro de flux 2 3 4 5 Point initial d’ébullition (°C) 30 175 350 Point final d’ébullition (°C) 30 175 350 La coupe résidu atmosphérique 5 est envoyée vers l’étape g) d’hydrotraitement de résidu dans cinq réacteurs en lit fixe en série et en présence de différents catalyseurs d’hydrotraitement (catalyseur d’hydrodémétallation, catalyseur de transition et catalyseur d’hydrodésulfuration) en lit fixe de type CoMoNi sur Alumine dans les conditions indiquées dans le tableau ci-dessous. Température réacteurs d’hydroconversion °C 370 Pression réacteurs MPa 15 H 2 /HC (Couverture volumique hydrogène par rapport au volume de charge) Nm 3 /m 3 1000 VVH réacteurs (débit volumique de charge/volume des réacteurs) h -1 0,166 Une coupe résidu atmosphérique hydrotraitée 9 obtenue à l’étape g) d’hydrotraitement de résidu est envoyée vers une étape b) de craquage catalytique fluide en présence d’un catalyseur zéolitique sur alumine dans les conditions indiquées dans le tableau ci-dessous. Température en sortie de zone de craquage catalytique °C 590 Pression en entrée de zone de craquage catalytique (en absolu) MPa 0,24 Temps de séjour du catalyseur dans zone de craquage catalytique s 1,8 Ratio Catalyseur / Charge hydrocarbure pds/pds 20,8 Une partie de la coupe diesel 4 issue de la distillation atmosphérique a) et la coupe essence de pyrolyse 44 issue de l’étape d) de vapocraquage sont envoyées vers l’étape c) d’hydrocraquage en lit fixe dans une première section c-S1) réalisée dans les conditions présentées dans le tableau suivant. Température d’hydrotraitement R1 °C 355 Température d’hydrocraquage R2 et R3 °C 365 et 340 respectivement Pression Partielle d’Hydrogène (en absolu) MPa 8 H 2 /HC (Couverture volumique hydrogène par rapport au volume de charge) Nm 3 /m 3 600 VVH catalyseur d’hydrotraitement h -1 2,4 VVH catalyseur d’hydrocraquage R2 et R3 h -1 2,0 et 4,5 respectivement Catalyseur d’hydrotraitement NiMo sur Alumine Catalyseur d’hydrocraquage NiW sur Alumine + zéolithe La partie fractionnement de l’étape c-S1) sépare la coupe naphta léger et la coupe naphta lourd en considérant un point de coupe à 65°C. A l’issue des étapes a), g) et b), les coupes diesel 4 et LCO 8 et 12 respectivement obtenues sont envoyées, en partie pour la coupe 4, et en totalité pour les coupes 8 et 12, vers une étape c) d’hydrocraquage en lit fixe dans une seconde section c-S2) réalisée dans les conditions présentées dans le tableau suivant. Température d’hydrotraitement R1 °C 355 Température d’hydrocraquage R2 et R3 °C 370 et 340 respectivement Pression Partielle d’Hydrogène (en absolu) MPa 10 H 2 /HC (Couverture volumique hydrogène par rapport au volume de charge) Nm 3 /m 3 1100 VVH catalyseur d’hydrotraitement h -1 1,8 VVH catalyseur d’hydrocraquage R2 et R3 h -1 1,4 et 3,7 respectivement Catalyseur d’hydrotraitement NiMo sur Alumine Catalyseur d’hydrocraquage NiW sur Alumine + zéolithe La partie fractionnement de l’étape c-S2) sépare la coupe naphta léger et la coupe naphta lourd en considérant un point de coupe à 65°C. La coupe naphta 3 issue de l’étape a) de distillation atmosphérique et une coupe naphta 7 issue de l’étape g) d’hydrotraitement de résidu sont envoyées vers une première section i-S1) d’hydrotraitement en lit fixe dans les conditions indiquées dans le tableau suivant. Température °C 280-330 Pression Partielle d’Hydrogène (en absolu) MPa 1,4 H 2 /HC (Couverture volumique hydrogène par rapport au volume de charge) Nm 3 /m 3 250 VVH catalyseur d’hydrotraitement h -1 6 La partie fractionnement de l’étape i-S1) sépare la coupe naphta léger hydrotraitée et la coupe naphta lourd hydrotraitée en considérant un point de coupe à 65°C. La coupe essence de FCC 11 issue de l’étape b) de craquage catalytique fluide est envoyée vers une seconde section i-S2) d’hydrotraitement en lit fixe composée d’un premier réacteur d’hydrogénation sélective puis d’un second réacteur pour une hydrogénation totale dont les conditions sont indiquées dans le tableau ci-dessous. Température R1 / R2 °C 120 / 260 Pression R1/R2 (en absolu) MPa 2,1 / 2,1 H 2 /HC R1/R2 (Couverture volumique hydrogène par rapport au volume de charge) Nm 3 /m 3 5 / 300 VVH catalyseur R1/R2 h -1 4 / 4 La partie fractionnement de l’étape i-S2) sépare la coupe LCN hydrotraitée et la coupe HCN hydrotraitée en considérant un point de coupe à 65°C. La coupe HCN hydrotraitée 20 issue de l’unité i-S2) est envoyée vers une étape d’extraction liquide-liquide h) des composés aromatiques C6-C10 dont les conditions sont indiquées dans le tableau ci-dessous. Solvant - Sulfolane Ratio Solvant/Charge - 4 Température d’extraction °C 55 Charge Hydrocarbure en fond de colonne d’extraction % poids 25 Les coupes naphta lourd 16, 25, 29 et la coupe raffinat concentré en composés non-aromatiques et en C11+ 22 issues respectivement des étapes c) d’hydrocraquage dans les sections c-S1) et c-S2), i-S1) d’hydrotraitement et h) d’extraction liquide-liquide sont envoyées vers une étape e) de reformage catalytique, et traitées dans les conditions énoncées dans le tableau suivant. Conversion des paraffines C7 en aromatiques % poids 71,2 WHSV (vitesse spatiale horaire pondérale) h -1 2,0 Ratio molaire H 2 /HC mol/mol 2,20 WAIT aromatisation °C 535 Taux de coke % poids 4,9 WAIT = weighted-average inlet temperature selon la terminologie anglo-saxonne ou température moyenne pondérée à l’entrée de l’étape reformage. L’extrait concentré en composés aromatiques C6-C10 21 issu de l’étape d’extraction liquide-liquide h), la coupe reformat 32 issue de l’étape de reformage catalytique e) et la coupe essence de pyrolyse légère 43 issue de l’étape d) de vapocraquage sont envoyées vers l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques. Les coupes naphta léger et LCN hydrotraitées 15, 24, 28 et 19 issues respectivement des étapes c) d’hydrocraquage en lit fixe dans les sections c-S1) et c-S2) et d’hydrotraitement i-S1) et i-S2), les coupes gaz 2, 6, 10, 14, 23, 18, 27 et 31 issues respectivement des étapes a) de distillation atmosphérique, g) d’hydrotraitement de résidu, b) de craquage catalytique fluide, d’hydrocraquage dans les sections c-S1) et c-S2) et d’hydrotraitement dans les sections i-S1) et i-S2), de reformage catalytique e), et une coupe éthane 33, une coupe GPL 34 et une coupe raffinat riche en paraffines 35 issues de l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques sont envoyées vers une étape d) de vapocraquage où chacune des coupes est craquée dans des conditions différentes énoncées dans le tableau suivant. Charge Temps de séjour (s) Température sortie de four de pyrolyse (°C) Ratio vapeur/charge (kg/kg) Ethane 0,35 850 0,3 GPL ou Gaz 0,22-0,35 850 0,3-0,4 Naphta léger ou Raffinat ou LCN hydrotraité 0,2 850 0,45-0,6 L’intégralité de la coupe huile de pyrolyse 45 obtenue à l’étape d) de vapocraquage, une partie de la coupe diesel 4 issue de la distillation atmosphérique a), la coupe huile lourde 13 issue de l’étape b) de craquage catalytique fluide, et les coupes purges 17 et 26 issues des unités d’hydrocraquage c-S1) et c-S2) sont valorisées pour la production d’un fioul basse teneur en soufre. Le tableau suivant présente les rendements en produits issus des différentes étapes du procédé selon l’exemple 1. Rendements : pourcentage en poids de produit par rapport aux poids total de la charge entrante à l’étape donnée Coupe a) g) b) i-S1) i-S2) c-S1) c-S2) h) e) f) d) H 2 , H 2 S, C1, CO 3,2 23,1 H 2 S 3,4 0,2 0,4 1,0 0,5 NH 3 0,5 0,01 0,01 0,02 C1/C2 0,6 8,8 0,1 0,3 0,3 3,1 4,1 GPL 2,6 0,6 36,0 0,1 2,7 16,3 16,4 6,8 2,6 Ethylène 32,9 Propylène 34,6 Butadiène 3,0 Benzène 18,6 Paraxylène 56,2 Naphta 15,9 1,4 Essence de FCC 29,4 Naphta léger [30-65°C] 19,6 16,8 16,8 Naphta lourd [65-175°C] 80,2 67,6 68,9 LCN hydrotraité 35,5 HCN hydrotraité 62,6 Kérosène 6,6 Raffinat 17,0 Reformat 86,9 Diesel 21,4 12,7 LCO 12,2 Résidu atmosphérique 53,4 Résidu atmosphérique hydrotraité 82,5 Essence de pyrolyse légère 6,3 Essence de pyrolyse lourde 0,5 Huile de pyrolyse 0,6 Extrait aromatiques C6-C10 43,7 Raffinat non aromatiques + aromatiques C11+ 56,3 Aromatiques lourds C9-C10 2,0 Résidu FCC (huile lourde) 3,8 Coke 9,6 Purge (pertes) 0,5 0,5 0,1 Total 100,0 101,6 100,0 100,3 100,8 102,4 103,4 100,0 100,0 100,4 101,1 Lorsque le total est supérieur à 100% pour une étape cela signifie qu’une charge secondaire a été injecté dans ladite étape telle que par exemple de l’hydrogène aux étapes g) et c). Le tableau suivant présente différents rendements en pourcentage poids par rapport au poids de la charge de pétrole brut en entrée du procédé. Bases pétrochimiques 75,7% Oléfines 41,0% Ratio Ethylène / Propylène 0,95 Aromatiques 34,7% Ratio Oléfines / Aromatiques 1,18 Par rapport à la charge de pétrole brut introduite à l’étape a) de distillation atmosphérique, le procédé selon l’exemple 1 permet d’atteindre des rendements massiques totaux de 75,7% de produits de base pour la pétrochimie. Les rendements en oléfines sont : 19,1% d’éthylène, 20,1% de propylène et de 1,7% de butadiène. Les rendements en aromatiques sont 8,6% de benzène et 26,1% de paraxylène. De plus, l’enchainement spécifique d’étapes en amont de l’étape de vapocraquage permet de limiter la formation de coke. Exemple 2 : Procédé selon le mode de réalisation de la FIG. 2 avec modification de points de coupe du naphta : L’exemple ci-dessous illustre une mise en œuvre particulière du procédé selon l’invention sans en limiter la portée. Une façon de moduler les rendements en oléfines et aromatiques est de changer le point de coupe final du naphta léger. Tout comme l’exemple 1, l’exemple 2 s’appuie sur la FIG. 2 . La charge de pétrole brut du procédé et les conditions opératoires des différentes étapes sont maintenues identiques à l’exemple 1, mais le point de coupe naphta léger / naphta lourd est augmenté : passant de 65°C à 98°C. Ce changement de point de coupe entre naphta léger et naphta lourd est appliqué aux étapes d’hydrotraitement de naphta et essence de FCC i-S1) et i-S2) ainsi qu’aux étapes d’hydrocraquage de diesel c-S1) et c-S2). Le tableau suivant présente les rendements en produits issus des différentes étapes du procédé selon l’exemple 2. Rendements : pourcentage en poids de produit par rapport aux poids total de la charge entrante à l’étape donnée Coupe a) g) b) i-S1) i-S2) c-S1) c-S2) h) e) f) d) H 2 , H 2 S, C1, CO 3,3 21,9 H 2 S 3,4 0,2 0,4 1,0 0,5 NH 3 0,5 0,01 0,01 0,02 C1/C2 0,6 8,8 0,1 0,3 0,3 3,0 4,9 0,5 GPL 2,6 0,6 36,0 0,1 2,7 16,3 16,4 5,3 3,1 Ethylène 32,1 Propylène 32,8 Butadiène 3,7 Benzène 15,8 Paraxylène 61,3 Naphta 15,9 1,4 Essence de FCC 29,4 Naphta léger [30-98°C] 44,3 31,2 43,6 Naphta lourd [98-175°C] 55,6 53,2 42,1 LCN hydrotraité 52,9 HCN hydrotraité 45,2 Kérosène 6,6 Raffinat 13,0 Reformat 88,4 Diesel 21,4 12,7 LCO 12,2 Résidu atmosphérique 53,4 Résidu atmosphérique hydrotraité 82,5 Essence de pyrolyse légère 8,4 Essence de pyrolyse lourde 0,6 Huile de pyrolyse 0,9 Extrait aromatiques C6-C10 60,1 Raffinat non aromatiques + aromatiques C11+ 39,2 Aromatiques lourds C9-C10 2,4 Résidu FCC (huile lourde) 3,8 Coke 9,6 Purge (pertes) 0,5 0,5 0,1 Total 100,0 101,6 100,0 100,3 100,8 102,4 103,4 100,0 100,0 100,5 101,1 Le tableau suivant présente les différents rendements en pourcentage poids par rapport au poids de la charge de pétrole brut en entrée du procédé. Bases pétrochimiques 74,7% Oléfines 46,6% Ratio Ethylène / Propylène 0,98 Aromatiques 28,0% Ratio Oléfines / Aromatiques 1,67 Par rapport à la charge de pétrole brut introduite à l’étape a) de distillation atmosphérique, le procédé selon l’exemple 2 permet d’atteindre des rendements massiques totaux de 74,7% de produits de base pour la pétrochimie. Les rendements en oléfines sont : 21,8% d’éthylène, 22,3% de propylène et de 2,5% de butadiène. Les rendements en aromatiques sont 5,7% de benzène et 22,3% de paraxylène. Le procédé selon l’exemple 2 permet d’orienter le procédé vers une maximisation des rendements en oléfines en comparaison de l’exemple 1. Exemple 3 : Procédé selon le mode de réalisation de la FIG. 3 : L’exemple ci-dessous illustre une mise en œuvre particulière du procédé selon l’invention sans en limiter la portée. L’exemple 3 diffère des deux exemples précédents par le mode de traitement de la coupe LCO 12 produite à l’étape b) de craquage catalytique fluide. Dans cet exemple, la coupe 12 est envoyée vers une étape d’hydrotraitement de LCO j) afin de subir une hydro-dé-aromatisation. Puis la coupe LCO hydrotraitée 48 issue de l’étape j) est recyclée à l’étape b) de craquage catalytique fluide. Le tableau suivant présente les conditions opératoires de l’étape j) d’hydrotraitement de LCO. Température °C 360 Pression Partielle d’Hydrogène (en absolu) MPa 12 H 2 /HC (Couverture volumique hydrogène par rapport au volume de charge) Nm 3 /m 3 970 VVH catalyseur d’hydrotraitement h -1 0,8 Dans cet exemple, une seule étape c) d’hydrocraquage est présente et permet de traiter tout ou partie des coupes diesel 4 et 8 et de la coupe essence de pyrolyse 44. Les conditions opératoires de cette étape sont identiques aux conditions de l’étape c-S1) de l’exemple 1. Les coupes gaz 23, naphta léger 24 et naphta lourd 25 ne sont donc pas présentes dans ce schéma. Les conditions opératoires des autres étapes sont également identiques aux conditions des étapes de même lettre de l’exemple 1. Le tableau suivant présente les rendements en produits issus des différentes étapes du procédé selon l’exemple 3. Rendements : pourcentage en poids de produit par rapport aux poids total de la charge entrante à l’étape donnée Coupe a) g) b) i-S1) i-S2) c) j) h) e) f) d) H 2 , H 2 S, C1, CO 3,2 22,5 H 2 S 3,4 0,1 0,4 0,8 0,2 NH 3 0,5 0,01 0,01 0,05 C1/C2 0,6 8,5 0,1 2,2 0,3 0,2 3,2 4,0 0,6 GPL 2,6 0,6 34,0 0,1 13,9 0,2 7,1 2,5 Ethylène 32,5 Propylène 35,1 Butadiène 3,0 Benzène 19,2 Paraxylène 55,9 Naphta 15,9 1,4 5,3 Essence de FCC 31,1 Naphta léger [30-65°C] 19,6 19,1 Naphta lourd [65-175°C] 80,2 67,9 LCN hydrotraité 37,2 HCN hydrotraité 61,4 Kérosène 6,6 Raffinat 16,8 Reformat 86,5 Diesel 21,4 12,7 LCO 13,9 LCO hydrotraité 97,5 Résidu atmosphérique 53,4 Résidu atmosphérique hydrotraité 82,5 Essence de pyrolyse légère 6,3 Essence de pyrolyse lourde 0,5 Huile de pyrolyse 0,6 Extrait aromatiques C6-C10 45,7 Raffinat non aromatiques + aromatiques C11+ 54,3 Aromatiques lourds C9-C10 1,9 Résidu FCC (huile lourde) 3,5 Coke 8,9 Purge (pertes) 0,5 0,1 Total 100,0 101,6 100,0 100,3 100,8 102,5 103,4 100,0 100,0 100,4 101,1 Le tableau suivant présente les différents rendements en pourcentage poids par rapport au poids de la charge de pétrole brut en entrée du procédé. Bases pétrochimiques 75,3% Oléfines 41,6% Ratio Ethylène / Propylène 0,92 Aromatiques 33,7% Ratio Oléfines / Aromatiques 1,23 Par rapport à la charge de pétrole brut introduite à l’étape a) de distillation atmosphérique, le procédé selon l’exemple 3 permet d’atteindre des rendements massiques totaux de 75,3% de produits de base pour la pétrochimie. Les rendements en oléfines sont : 19,1% d’éthylène, 20,7% de propylène et de 1,8% de butadiène. Les rendements en aromatiques sont 8,6% de benzène et 25,1% de paraxylène. Exemple 4 : Procédé selon le mode de réalisation de la FIG. 4 : L’exemple ci-dessous illustre une mise en œuvre particulière du procédé selon l’invention sans en limiter la portée. La charge de pétrole brut 1 traitée est un pétrole brut ultra léger provenant du Moyen-Orient et ayant les propriétés indiquées dans le tableau ci-dessous. Teneur en soufre % m/m 0,99 Masse volumique kg/m 3 0,824 Teneur en asphaltènes C7 % m/m 0,4 Teneur en Ni+V ppm 4,1 Teneur en composés bouillant au-delà de 540°C % m/m 12,1 Dans ce mode de réalisation, l’étape g) d’hydrotraitement de résidu n’est pas présente, et le flux 5 correspondant au résidu atmosphérique est directement envoyé vers l’étape b) de craquage catalytique fluide. Le reste du schéma est similaire au mode de réalisation décrit dans l’exemple 1 à l’exception des coupes gaz 6, naphta 7 et diesel 8 qui ne sont pas présentes. L’étape b) de craquage catalytique fluide est conduite en suivant les conditions opératoires indiquées dans le tableau ci-dessous. Température en sortie de zone de craquage catalytique °C 590 Pression en entrée de zone de craquage catalytique (en absolu) MPa 0,24 Temps de séjour du catalyseur dans zone de craquage catalytique s 1,8 Ratio Catalyseur / Charge hydrocarbure pds/pds 18,9 Les détails des rendements de ce mode de réalisation sont représentés dans le tableau suivant. Rendements : pourcentage en poids de produit par rapport aux poids total de la charge entrante à l’étape donnée Coupe a) b) i-S1) i-S2) c-S1) c-S2) h) e) f) d) H 2 , H 2 S, C1, CO 3,7 22,4 H 2 S 1,1 0,39 0,64 1,18 NH 3 0,01 0,03 C1/C2 7,0 0,06 0,27 0,3 2,7 4,0 0,54 GPL 2,3 32,0 0,06 0,1 16,2 13,7 6,8 2,5 Ethylène 33,5 Propylène 33,0 Butadiène 3,2 Benzène 19,1 Paraxylène 55,7 Naphta 25,4 Essence de FCC 24,2 Naphta léger [30-65°C] 19,6 16,8 18,8 Naphta lourd [65-175°C] 80,2 67,8 68,7 LCN hydrotraité 22,6 HCN hydrotraité 78,2 Kérosène 9,8 Raffinat 18,1 Reformat 86,8 Diesel 25,5 LCO 19,4 Résidu atmosphérique 37,0 Résidu atmosphérique hydrotraité Essence de pyrolyse légère 7,0 Essence de pyrolyse lourde 0,6 Huile de pyrolyse 0,75 Extrait aromatiques C6-C10 36,4 Raffinat non aromatiques + aromatiques C11+ 63,6 Aromatiques lourds C9-C10 1,1 Résidu HS-FCC 8,5 Coke 7,9 Purge (pertes) 0,5 0,5 0,1 Total 100,0 100,1 100,3 100,9 102,3 103,2 100,0 100,0 100,5 101,1 Le tableau suivant présente différents rendements en pourcentage poids par rapport au poids de la charge de pétrole brut en entrée du procédé pour ce mode de réalisation. Bases pétrochimiques 77,1% Oléfines 37,7% Ratio Ethylène / Propylène 1,01 Aromatiques 39,4% Ratio Oléfines / Aromatiques 0,96 Par rapport à la charge de pétrole brut introduite à l’étape a) de distillation atmosphérique, le procédé selon l’exemple 4 permet d’atteindre des rendements massiques totaux de 77% de produits de base pour la pétrochimie. Les rendements en oléfines sont : 18,1% d’éthylène, 17,8% de propylène et de 1,7% de butadiène. Les rendements en aromatiques sont 10% de benzène et 29,3% de paraxylène. Le procédé selon l’exemple 4 permet d’orienter le procédé vers une maximisation des rendements en aromatiques en comparaison des exemples précédents.. Procédé de production d’oléfines et d’aromatiques à partir d’une charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut, le procédé comprenant les étapes suivantes : a) une étape de distillation atmosphérique comprenant le traitement de tout ou partie de la charge hydrocarbonée comprenant du pétrole brut dans une unité de distillation atmosphérique, et l’obtention d’une coupe naphta, d’une coupe diesel et d’une coupe résidu atmosphérique ; b) une étape de craquage catalytique fluide comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe résidu atmosphérique obtenue à l’étape a) dans une unité de FCC comprenant une zone de craquage catalytique fonctionnant en courant ascendant ou descendant contenant un catalyseur de FCC, opérant à une température en sortie de zone de craquage catalytique comprise entre 400 et 700°C, à une pression de la zone de craquage catalytique comprise entre 0,1 et 2 MPa, et l’obtention d’une coupe essence de FCC et d’une coupe distillat léger ; c) une étape d’hydrocraquage en lit fixe comprenant le traitement de tout ou partie d’une coupe diesel et/ou distillat léger choisie parmi les coupes obtenues aux étapes a) et b) seules ou en mélange dans une unité d’hydrocraquage comprenant un réacteur contenant un catalyseur d’hydrocraquage, opérée en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, et l’obtention d’une coupe naphta léger et d’une coupe naphta lourd ; d) une étape de vapocraquage comprenant le traitement de tout ou partie des coupes naphta et/ou essence de FCC et/ou naphta léger et/ou naphta lourd choisies parmi les coupes obtenues aux étapes a), b) et c) seules ou en mélange dans une unité de vapocraquage comprenant un four de pyrolyse, et l’obtention d’une coupe oléfinique ; e) une étape de reformage catalytique comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe naphta lourd obtenue à l’étape c) dans une unité de reformage catalytique comprenant un réacteur contenant un catalyseur de reformage, opérée sous une pression comprise entre 0,1 et 25 MPa et à une température comprise entre 480 et 570°C, et l’obtention d’une coupe reformat ; f) une étape de transformation et/ou séparation des aromatiques comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe reformat obtenue à l’étape e) dans une unité de transformation et/ou séparation des aromatiques, et l’obtention d’une coupe aromatique. Procédé selon la revendication 1 dans lequel, à l’étape d) de vapocraquage, est obtenu en outre une coupe essence de pyrolyse lourde. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comprenant en outre une étape g) d’hydrotraitement de résidu comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe résidu atmosphérique obtenu à l’étape a) dans une unité d’hydrotraitement comprenant un réacteur contenant un catalyseur d’hydrotraitement, opérée en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 300°C et 500°C, sous une pression comprise entre 5 MPa et 35 MPa, et l’obtention d’une coupe résidu atmosphérique hydrotraitée. Procédé selon la revendication 3 dans lequel, à l’étape g) d’hydrotraitement de résidu, est obtenu en outre une coupe diesel. Procédé selon la revendication 4 dans lequel, l’étape c) d’hydrocraquage comprend le traitement de tout ou partie de la coupe essence de pyrolyse lourde issue de l’étape d) de vapocraquage et/ou d’une première partie de la coupe diesel issue de l’étape a) de distillation atmosphérique dans une première section d’hydrocraquage c-S1), et le traitement de tout ou partie de la coupe distillat léger obtenue à l’étape b) de craquage catalytique fluide et/ou tout ou partie de la coupe diesel obtenue à l’étape optionnelle g) d’hydrotraitement de résidu et/ou d’une deuxième partie de la coupe diesel issue de l’étape a) de distillation atmosphérique dans une seconde section d’hydrocraquage c-S2). Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comprenant en outre une étape h) d’extraction liquide-liquide comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe essence de FCC obtenue à l’étape b) de craquage catalytique fluide, dans une unité d’extraction liquide-liquide, et l’obtention d’un extrait concentré en composés aromatiques de 6 à 10 atomes de carbones et d’un raffinat concentré en composés non-aromatiques et en aromatique à 11 carbones et plus. Procédé selon la revendication 6 dans lequel, l’étape e) de reformage catalytique comprend en outre le traitement de tout ou partie du raffinat concentré en composés non-aromatiques et en aromatique à 11 carbones et plus obtenu à l’étape h) d’extraction liquide-liquide. Procédé selon l’une quelconque des revendications 6 ou 7 dans lequel, l’étape f) de transformation et/ou séparation des aromatiques comprend en outre un traitement de tout ou partie de l’extrait concentré en composés aromatiques de 6 à 10 atomes de carbones (C6-C10) obtenu à l’étape h) d’extraction liquide-liquide. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comprenant en outre une étape i) d’hydrotraitement de naphta comprenant le traitement de tout ou partie d’une coupe naphta et/ou essence de FCC choisie parmi les coupes obtenues aux étapes a) et b) seules ou en mélange dans une unité d’hydrotraitement comprenant un réacteur contenant un catalyseur d’hydrotraitement, opérée en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 200°C et 400°C, sous une pression comprise entre 0,2 MPa et 2,5 MPa, de préférence entre 0,5 MPa et 2,0 MPa, et l’obtention d’une coupe naphta hydrotraitée et/ou essence de FCC hydrotraitée. 10. Procédé selon l’une quelconque des revendications 3 à 9 dans lequel, à l’étape g) d’hydrotraitement de résidu, est obtenu en outre une coupe naphta. 1 Procédé selon la revendication 10 dans lequel, l’étape i) d’hydrotraitement de naphta comprend le traitement de tout ou partie des coupes naphta issues des étapes a) de distillation atmosphérique et g) d’hydrotraitement de résidu dans une première section d’hydrotraitement i-S1), et le traitement de tout ou partie de la coupe essence de FCC obtenue à l’étape b) de craquage catalytique fluide dans une seconde section d’hydrotraitement i-S2). 12. Procédé selon l’une quelconque des revendications 9 à 11 dans lequel, l’étape i) est suivie d’une étape de séparation comprenant l’obtention d’une coupe naphta léger hydrotraitée et/ou naphta lourd hydrotraitée et/ou essence légère de FCC hydrotraitée et/ou essence lourde de FCC hydrotraitée. Procédé selon la revendication 12 dans lequel, l’étape d) de vapocraquage comprend en outre le traitement de tout ou partie de la coupe naphta léger hydrotraitée et/ou naphta lourd hydrotraitée et/ou essence légère de FCC hydrotraitée obtenue à l’étape i) d’hydrotraitement de naphta. 14. Procédé selon l’une quelconque des revendications précédentes, comprenant en outre une étape j) d’hydrotraitement de LCO comprenant le traitement de tout ou partie de la coupe distillat léger obtenue à l’étape b) de craquage catalytique fluide, dans une unité d’hydrotraitement comprenant un réacteur contenant un catalyseur d’hydrotraitement, opérée en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 340°C et 420°C, sous une pression comprise entre 3 MPa et 12 MPa, et l’obtention d’une coupe distillat léger hydrotraitée. Procédé selon la revendication 14 dans lequel, la coupe distillat léger hydrotraitée est traitée comme co-charge à l’étape b) de craquage catalytique fluide.