FR 2764300 A1 19981211 FR 9707272 A 19970610 La présente invention concerne le raffinage et la conversion des fractions lourdes de distillats d'hydrocarbures contenant entre autre des impuretés soufrées. Elle concerne plus particulièrement un procédé permettant de convertir à basse pression au moins en partie une charge d'hydrocarbures, par5 exemple un distillat sous vide obtenu par distillation directe d'un pétrole brut en fraction légères essence et gazole de bonne qualité et en un produit plus lourd pouvant être utilisé comme charge pour le craquage catalytique dans une unité classique de craquage catalytique en lit fluide et/ou dans une unité de craquage catalytique en lit fluide comportant un système de doubleo régénération et éventuellement un système de refroidissement du catalyseur au niveau de la régénération. La présente invention concerne également dans l'un de ces aspects un procédé de fabrication d'essence et/ou de gazole comportant au moins une étape de craquage catalytique en lit fluidisé. L'un des objectifs de la présente invention consiste à produire à partir de certaine fraction particulière d'hydrocarbures qui seront précisées dans la suite de la description par conversion partielle desdites fractions des fractions plus légères facilement valorisables telles que des carburants moteurs: essence et gazole.20 Dans le cadre de la présente invention la conversion de la charge en fraction plus légères est habituellement comprise entre 20 et 75 % et le plus souvent entre 25 et 60 % voire même limitée à environ 50 %. Les charges que l'on traite dans le cadre de la présente invention sont des distillats sous vide de distillation directe, des distillats sous vide issus de procédé de conversion tels que par exemple ceux provenant du coking, d'une hydroconversion en lit fixe tels que ceux issus des procédés HYVAHL de traitement des lourds mis au point par la demanderresse ou des procédés30 d'hydrotraitement des lourds en lit bouillonnant tels que ceux issus des procédés H-OIL , des huiles désasphaltées aux solvant par exemple les huiles désasphaltées au propane, au butane ou au pentane qui proviennent du désasphaltage de résidu sous vide de distillation directe ou de résidus sous vide issus des procédés HYVAHL ou H-OIL . Les charges peuvent aussi être35 formée par mélange de ces diverses fractions dans n'importe quelles proportions notamment de d'huile désasphaltée et de distillat sous vide. Elles peuvent également contenir de l'huile de coupe légère (LCO pour light cycle oil en anglais) de diverses origines, de l'huile de coupe lourde (HCO pour high cycle oil en anglais) de diverses origines et également des coupes gazoles provenant du cracking catalytique ayant en général un intervalle de distillation5 d'environ 150 C à environ 370 C. Elles peuvent aussi contenir des extraits aromatiques obtenus dans le cadre de la fabrication d'huiles lubrifiantes. La présente invention à pour objet l'obtention d'un produit à basse teneur en soufre dans des conditions notamment de pression relativement basse, deo manière à limiter le coût des investissement nécessaire. Ce procédé permet d'obtenir un carburant moteur de type essence contenant moins de 10 ppm en masse de soufre répondant donc aux spécifications les plus sévère en matière de teneur en soufre pour ce type de carburant et cela à partir d'une charge contenant plus de 3 % en masse de soufre. De même ce qui est particulièrement5 important on obtient un carburant moteur de type diesel ayant une teneur en soufre inférieure à 500 ppm et un résidu dont le point d'ébullition initial est par exemple d'environ 370 C qui peut être envoyé comme charge ou partie de charge dans une étape de craquage catalytique classique ou dans un réacteur de craquage catalytique de résidu tel qu'un réacteur à double régénération et20 de préférence dans un réacteur de craquage catalytique classique. Dans sa forme la plus large la présente invention se définie comme un procédé de conversion d'une fraction d'hydrocarbures ayant une teneur en soufre d'au moins 0,5 %, souvent d'au moins 1% et très souvent d'au moins 2 % en poids et25 une température initiale d'ébullition d'au moins 360 C, souvent d'au moins 370 C et le plus souvent d'au moins 380 C et une température finale d'ébullition d'au moins 500 C, souvent d'au moins 550 C et qui peut aller au delà de 600 C voire de 700 C caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes:30 a) on traite la charge hydrocarbonée dans une section de traitement en présence d'hydrogène ladite section comprenant au moins un réacteur contenant au moins un catalyseur d'hydrodésulfuration en lit fixe dans des conditions permettant d'obtenir un effluent liquide à teneur réduite en soufre, b) on envoie au moins une partie, et souvent la totalité, de l'effluent liquide hydrodésulfuré issu de l'étape a) dans une section de traitement en présence d'hydrogène ladite section comprenant au moins un réacteur triphasique, contenant au moins un catalyseur d'hydrotraitement en lit bouillonnant, fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz, ledit réacteur comportant au moins un moyen de soutirage (5) du catalyseur hors dudit réacteur situé à proximité du bas du réacteur et au moins un moyen d'appoint (4) de catalyseur frais dans ledit réacteur situé à proximité du sommet dudit réacteur, c) on envoie au moins une partie, et souvent la totalité, du produit obtenu à l'étape b) dans une zone de distillation à partir de laquelle on récupère une fraction gazeuse, une fraction carburant moteur de type essence, une fraction carburant moteur de type gazole et un fraction liquide plus lourde que la fraction de type gazole. Selon une variante la fraction liquide plus lourde de charge hydroconvertie issue de l'étape c) est envoyée dans une section de craquage catalytique [étape d)] dans laquelle elle est traitée dans des conditions permettant de produire une fraction gazeuse, une fraction essence, une fraction gazole et une fraction slurry. La fraction gazeuse obtenu dans les étapes c) ou d) contient habituellement principalement des hydrocarbures saturés et insaturés ayant de 'l à 4 atomes de25 carbone dans leur molécules (méthane, éthane, propane, butanes, éthylène, propylène, butylènes). La fraction de type essence obtenue à l'étape c) est par exemple au moins en partie et de préférence en totalité envoyée au pool carburant. La fraction de type gazole obtenue à l'étape c) est par exemple envoyée au moins en partie et de préférence en totalité envoyée au pool30 carburant.. Selon un autre mode de mise en oeuvre de l'invention une partie au moins de la fraction de type gazole obtenue l'étape c) est renvoyée à l'étape a). La fraction slurry obtenue à l'étape d) est le plus souvent au moins en partie voire en totalité envoyée au pool fuel lourd de la raffinerie généralement après séparation des fines particules qu'elle contient en suspension. Dans une autre35 forme de réalisation de l'invention cette fraction slurry est au moins en partie voire en totalité renvoyée à l'entrée du craquage catalytique de l'étape d). Les conditions de l'étape a) de traitement de la charge en présence d'hydrogène sont habituellement les suivantes. Dans la zone de désulfuration on utilise au moins un lit fixe de catalyseur classique d'hydrodésulfuration et de préférence au moins l'un des catalyseurs décrits par la demanderesse en particulier au5 moins l'un de ceux décrits dans les brevets EP-B-113297 et EP-B-113284. On opère habituellement sous une pression absolue de 2 à 35 MPa, souvent de 5 à MPa et le plus souvent de 6 à 10 MPa à une température d'environ 300 à environ 500 C et souvent d'environ 350 C à environ 450 C. La VVH et la pression partielle d'hydrogène sont des facteurs important que l'on choisit eno fonction des caractéristiques de la charge à traiter et de la conversion souhaitée. Le plus souvent la VVH se situe dans une gamme allant d'environ 0,1 à environ et de préférence environ 0,5 à environ 2. La quantité d'hydrogène mélangé à la charge est habituellement d'environ 100 à environ 5000 normaux mètres cube(Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide et le plus souvent d'environs 200 à environ 1000 Nm3/m3 et de préférence d'environ 300 à environ 500 Nm3/m3. On opère utilement en présence d'hydrogène sulfuré et la pression partielle de l'hydrogène sulfuré est habituellement d'environ 0,002 fois à environ 0,1 fois et de préférence d'environ 0,005 fois à environ 0,05 fois la pression totale. Dans la zone d'hydrodésulfuration, le catalyseur idéal doit avoir un fort pouvoir hydrogénant de façon à réaliser un raffinage profond des produits et à obtenir un abaissement important du soufre. On pourra par exemple employer l'un des catalyseurs décrits par la demanderesse dans les brevets EP-B-113297 et EP-B- 113284. Dans le cas préféré de réalisation la zone d'hydrodésulfuration opère à température relativement basse ce qui va dans le25 sens d'une hydrogénation profonde et d'une limitation du cokage. On ne sortirait pas du cadre de la présente invention en utilisant dans la zone d'hydrodésulfuration de manière simultanée ou de manière successive avec un seul catalyseur ou plusieurs catalyseurs différents. Habituellement cette étape a) est effectué industriellement dans un ou plusieurs réacteurs à courant30 descendant de liquide. L'étape b) d'hydrotraitement convertissant du produit issu de l'étape a) d'hydrodésulfuration est effectuée dans des conditions classiques d'hydrotraitement en lit bouillonnant d'une fraction hydrocarbonée liquide. On35 opère habituellement sous une pression absolue 2 à 35 MPa, souvent de 5 à MPa et le plus souvent de 6 à 10 MPa à une température d'environ 300 à environ 550 C et souvent d'environ 350 à environ 500 C. La vitesse spatiale horaire (VVH) et la pression partielle d'hydrogène sont des facteurs importants que l'on choisit en fonction des caractéristiques du produit à traiter et de la conversion souhaitée. Le plus souvent la VVH se situe dans une gamme allant d'environ 0,1 h-1 à environ 10 h-1 et de préférence environ 0,5 h-1 à environs 5 h-1. La quantité d'hydrogène mélangé à la charge est habituellement d'environ 50 à environ 5000 normaux mètres cube (Nm3) par mètre cube (m3) de charge liquide et le plus souvent d'environ 100 à environ 1000 Nm3/m3 et de préférence d'environ 300 à environ 500 Nm3/m3. On peut utiliser un catalyseur granulaire classique d'hydrotraitement. Ce catalyseur peut être uno catalyseur comprenant des métaux du groupe VIII par exemple du nickel et/ou du cobalt le plus souvent en association avec au moins un métal du groupe VIB par exemple du molybdène. On peut par exemple employer un catalyseur comprenant de 0,5 à 10 % en poids de nickel et de préférence de 1 à 5 % en poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel NiO) et de 1 à 30 % en poids de5 molybdène de préférence de 5 à 20 % en poids de molybdène (exprimé en oxyde de molybdène MoO3) sur un support, par exemple un support d'alumine. Ce catalyseur est le plus souvent sous forme d'extrudé ou de billes. Le catalyseur usagé est en partie remplacé par du catalyseur frais par soutirage en bas du réacteur et introduction en haut du réacteur de catalyseur frais ou20 neuf à intervalle de temps régulier c'est-à-dire par exemple par bouffée ou de façon quasi continue. On peut par exemple introduire du catalyseur frais tous les jours. Le taux de remplacement du catalyseur usé par du catalyseur frais peut être par exemple d'environ 0,05 kilogramme à environ 10 kilogrammes par mètre cube de charge. Ce soutirage et ce remplacement sont effectués à25 l'aide de dispositifs permettant le fonctionnement continu de cette étape d'hydrotraitement. L'unité comporte habituellement une pompe de recirculation permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie du liquide soutiré en tête du réacteur et réinjecté en bas du réacteur. Il est également possible d'envoyer le catalyseur30 usé soutiré du réacteur dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme puis de renvoyer ce catalyseur régénéré dans l'étape b) d'hydrotraitement convertissant. Le plus souvent cette étape b) d'hydrotraitement est mise en oeuvre dans les conditions du procédé T-STAR tel que décrit par exemple dans l'article Heavy Oil Hydroprocessing, publié par l'Aiche, March 19-23, HOUSTON, Texas, paper number 42d.5 Les produits obtenus au cours de cette étape b) sont envoyés dans une zone de séparation à partir de laquelle on peut récupérer une fraction gazeuse et une fraction liquide. Dans ce cas cette fraction liquide est envoyée dans une deuxième zone de séparation dans laquelle elle est scindée en fractions légèreslo essence et gazole que l'on peut envoyer au moins en partie aux pools carburants et en une fraction plus lourde. Habituellement cette fraction plus lourde a un point d'ébullition initial d'environ 350 à environ 400 C et de préférence d'environ 360 à environ 380 C. Cette fraction plus lourde peut, au moins en partie, être envoyée au pool fuel lourd à basse teneur en soufre15 (habituellement inférieure à 1 % en poids) de la raffinerie. Dans la zone de distillation dans l'étape c) les conditions sont généralement choisies de manière à ce que le point de coupe pour la charge lourde soit d'environ 350 à environ 400 C et de préférence d'environ 360 à environ 380 C.20 Dans cette zone de distillation on récupère également une fraction essence dont le point final d'ébullition est le plus souvent d'environ 150 et une fraction gazole dont le point initial d'ébullition est habituellement d'environ 150 C et le point final d'ébullition d'environ 370 C. Enfin selon la variante mentionnée ci-devant dans une étape d) de craquage catalytique au moins une partie de la fraction lourde de la charge hydrotraitée obtenue à l'étape c) peut être envoyée dans une section de craquage catalytique classique dans laquelle elle est craquée catalytiquement de manière classique dans des conditions bien connues des hommes du métier pour produire une30 fraction carburant (comprenant une fraction essence et une fraction gazole) que l'on envoie habituellement au moins en partie aux pools carburants et une fraction slurry qui sera par exemple au moins en partie, voire en totalité, envoyée au pool fuel lourd ou recyclée au moins en partie, voire en totalité, à l'étape d) de craquage catalytique. Dans le cadre de la présente invention35 l'expression craquage catalytique classique englobe les procédés de craquage comprenant au moins une étape de régénération par combustion partielle et ceux comprenant au moins une étape de régénération par combustion totale et/ou ceux comprenant à la fois au moins une étape de combustion partielle et au moins une étape de combustion totale. Dans une forme particulière de réalisation de l'invention une partie de la fraction gazole obtenue au cours de cette étape d) est recyclée soit à l'étape a), soit à l'étape d) en mélange avec la5 charge introduite dans cette étape d) de craquage catalytique. Dans la présente description le terme une partie de la fraction gazole doit être compris comme étant une fraction inférieure à 100 %. On ne sortirait pas du cadre de la présente invention en recyclant une partie de la fraction gazole à l'étape a), et une autre partie à l'étape d) l'ensemble de ces deux parties ne représentant pas forcément10 la totalité de la fraction gazole. Il est également possible dans le cadre de la présente invention de recycler la totalité du gazole obtenu par craquage catalytique soit à l'étape a), soit à l'étape d), soit une fraction dans chacune de ces étapes, la somme de ces fractions représentant 100 % de la fraction gazole obtenue à l'étape d). On peut aussi recycler à l'étape d) au moins une partie de5 la fraction essence obtenue dans cette étape d) de craquage catalytique. On trouvera par exemple une description sommaire du craquage catalytique (dont la première mise en oeuvre industrielle remonte à 1936 (procédé HOUDRY) ou en 1942 pour l'utilisation de catalyseur en lit fluidisé) dans ULLMANS ENCYCLOPEDIA OF INDUSTRIAL CHEMISTRY VOLUME A 18, 1991, pages 61 À 64. On utilise habituellement un catalyseur classique comprenant une matrice, éventuellement un additif et au moins une zéolithe. La quantité de zéolithe est variable mais habituellement d'environ 3 à 60 % en poids, souvent d'environ 6 à 50 % en poids et le plus souvent d'environ 10 à25 45 % en poids. La zéolithe est habituellement dispersée dans la matrice. La quantité d'additif est habituellement d'environ 0 à 30 % en poids et souvent d'environ 0 à 20 % en poids. La quantité de matrice représente le complément à 100 % en poids. L'additif est généralement choisi dans le groupe formé par les oxydes des métaux du groupe IIA de la classification périodique des éléments tels que par exemple l'oxyde de magnésium ou l'oxyde de calcium, les oxydes des terres rares et les titanates des métaux du groupe IIA. La matrice est le plus souvent une silice, une alumine, une silice-alumine, une silice- magnésie, une argile ou un mélange de deux ou plusieurs de ces produits. La zéolithe la plus couramment utilisée est la zéolithe Y. On effectue le craquage dans un réacteur35 sensiblement vertical soit en mode ascendant (riser) soit en mode descendant (dropper). Le choix du catalyseur et des conditions opératoires sont fonctions des produits recherchés en fonction de la charge traitée comme cela est par exemple décrit dans l'article de M. MARCILLY pages 990-991 publié dans la revue de l'institut français du pétrole nov.-déc. 1975 pages 969-1006. On opère habituellement à une température d'environ 450 à environ 600 C et des temps de séjour dans le réacteur inférieur à 1 minute souvent d'environ 0,1 à environ5 50 secondes. L'étape d) de craquage catalytique peut aussi être une étape de craquage catalytique en lit fluidisé par exemple selon le procédé mis au point par la demanderesse dénommé R2R. Cette étape peut être exécutée de manière0 classique connue des hommes du métier dans les conditions adéquates de craquage en vue de produire des produits hydrocarbonés de plus faible poids moléculaire. Des descriptions de fonctionnement et de catalyseurs utilisables dans le cadre du craquage en lit fluidisé dans cette étape d) sont décrits par exemple dans les documents de brevets US-A-4695370, EP-B-184517,15 US-A-4959334, EP-B-323297, US-A-4965232, US-A-5120691, US-A-5344554, US-A-5449496, EP-A-485259, US-A-5286690, US-A-5324696 et EP-A-699224 dont les descriptions sont considérées comme incorporées à la présente du seul fait de cette mention. Le réacteur de craquage catalytique en lit fluidisé peut fonctionner à courant ascendant ou à courant descendant. Bien que cela ne soit pas une forme préférée de réalisation de la présente invention il est également envisageable d'effectuer le craquage catalytique dans un réacteur à lit mobile. Les catalyseurs de craquage catalytique particulièrement préférés sont ceux qui contiennent au25 moins une zéolithe habituellement en mélange avec une matrice appropriée telle que par exemple l'alumine, la silice, la silice-alumine. Selon un mode de réalisation particulier lorsque la charge traitée est un distillat sous vide issu de la distillation sous vide d'un résidu de distillation30 atmosphérique d'un pétrole brut il est avantageux de récupérer le résidu sous vide pour l'envoyer dans une étape f) de désasphaltage au solvant à partir de laquelle on récupère une fraction d'asphalte et une huile désasphaltée qui est par exemple au moins en partie envoyée à l'étape a) de désulfuration en mélange avec le distillat sous vide.35 L'étape f) de désasphaltage à l'aide d'un solvant est effectuée dans des conditions classiques bien connues de l'homme du métier. On peut ainsi se référer à l'article de BILLON et autres publie en 1994 dans le volume 49 numéro 5 de la revue de l'INSTITUT FRAN AIS DU PÉTROLE PAGES 495 à5 507 ou encore à la description donnée dans la description du brevet français FR-B-2480773 ou dans la description du brevet FR-B- 2681871 au nom de la demanderesse ou encore dans la description du brevet US-A-4715946 au nom de la demanderesse dont les descriptions sont considérées comme incorporées à la présente du seul fait de cette mention. Le désasphaltage est habituellement lo effectué à une température de 60 à 250 C avec au moins un solvant hydrocarboné ayant de 3 à 7 atomes de carbone éventuellement additionné d'au moins un additif. Les solvants utilisables et les additifs sont largement décrits dans les documents cités ci-devant et dans les documents de brevet US-A-1948296, US-A-2081473, US-A-2587643, US-A- 2882219, US-A-3278415 et15 US-A-3331394 par exemple. Il est également possible d'effectuer la récupération du solvant selon le procédé opticritique c'est-à-dire en utilisant un solvant dans des conditions supercritiques. Ce procédé permet en particulier d'améliorer notablement l'économie globale du procédé. Ce désasphaltage peut être fait dans un mélangeur-décanteur ou dans une colonne d'extraction. Dans le cadre20 de la présente invention on préfère la technique utilisant au moins une colonne d'extraction. Dans une forme préférée de l'invention l'asphalte résiduel obtenu à l'étape f) est envoyé dans une section d'oxyvapogazéification dans laquelle il est transformé25 en un gaz contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone. Ce mélange gazeux peut être utilisé pour la synthèse de méthanol ou pour la synthèse d'hydrocarbures par la réaction de Fischer-Tropsch. Ce mélange dans le cadre de la présente invention est de préférence envoyé dans une section de conversion à la vapeur (shift conversion en anglais) dans laquelle en présence30 de vapeur d'eau il est converti en hydrogène et en dioxyde de carbone. L'hydrogène obtenu peut être employé dans les étapes a) et b) du procédé selon l'invention. L'asphalte résiduel peut aussi être utilisé comme combustible solide ou après fluxage comme combustible liquide. I) Exemple Cet exemple est réalisé dans une unité pilote qui diffère d'une unité industrielle en ce que l'écoulement des fluides dans la zone d'hydrodésulfuration est5 ascendant. Il a été en effet vérifié par ailleurs que ce mode de travail en unité pilote fournit des résultats équivalents à ceux des unités industrielles travaillant à courant descendant de fluides. On traite un distillat sous vide (DSV) lourd d'origine Safaniya. Ses o caractéristiques sont présentés sur le tableau 1 colonne 1. Tous les rendements sont calculés à partir d'une base 100 (en masse) de DSV. On traite ce distillat sous vide Safaniya dans une section d'hydrodésulfuration catalytique. L'unité mise en oeuvre est un pilote comportant deux réacteurs en5 série fonctionnant le premier en écoulement ascendant avec un catalyseur en lit fixe et le deuxième contenant un lit bouillonant de catalyseur d'hydrotraitement convertissant. Le premier réacteur simule le fonctionnement d'un réacteur d'une unité industrielle d'hydrodésulfuration de distillat sous vide en lit fixe alors que le second réacteur simule un réacteur d'une unité20 industrielle du procédé T-STAR à lit bouillonnant. L'écoulement des fluides est ascendant dans chacun des réacteurs. Dans chacun des réacteurs on charge 1 litre de catalyseur HR 348 fabriqué et commercialisé par la société Procatalyse.25 Les conditions opératoires mises en oeuvre sont les suivantes: VVH globale = 0.5 H1 P = 75 bar Recyclage d'hydrogène = 400 1H2/1 charge30 Température premier réacteur = 380 C. Température deuxième réacteur = 425 C Il Les produits liquides issus du deuxième réacteur sont fractionnés au laboratoire en une fraction essence de point final de distillation égal à 150 C, une fraction gazole de point initial d'ébullition de 150 C et de point final de distillation de 370 C et en une fraction plus lourde de point initial de5 distillation de 370 C. La fraction liquide plus lourde que la fraction de type gazole est préchauffée à C puis mise en contact en bas d'un réacteur pilote vertical avec un catalyseur régénéré chaud provenant d'un régénérateur pilote. La température d'entrée du catalyseur dans le réacteur est 683 C. Le rapport du débit de catalyseur sur le débit de charge est de 6, 61. L'apport calorique du catalyseur à 683 C permet la vaporisation de la charge et la réaction de craquage qui est endothermique. Le temps de séjour moyen du catalyseur dans la zone réactionnelle est d'environ 3 secondes. La pression opératoire est 2 bars absolu.15 La température du catalyseur mesurée à la sortie du réacteur en lit fluidisé entraîné ascendant (riser) est 505 C. Les hydrocarbures craqués et le catalyseur sont séparés grâce à des cyclones situées dans une zone de désengagement (stripper) o le catalyseur est strippé. Le catalyseur qui a été coké pendant la réaction et strippé dans la zone de désengagement est ensuite envoyé dans le régénérateur. La teneur en coke du solide (delta coke) à l'entrée du régénérateur est de 0,83 %. Ce coke est brûlé par de l'air injecté dans le régénérateur. La combustion très exothermique élève la température du solide de 505 C à 683 C. Le catalyseur régénéré et chaud sort du régénérateur et est renvoyé en bas du réacteur.25 Les hydrocarbures séparés du catalyseur sortent de la zone de désengagement; ils sont refroidis par des échangeurs et envoyés dans une colonne de stabilisation qui sépare les gaz et les liquides. Le liquide (C5+) est également échantillonné puis il est fractionné dans une autre colonne afin de récupérer une fraction essence, une fraction gazole et une fraction fuel lourd ou slurry (360 C +). Les tableaux 2 et 3 donnent les rendements en essence et en gazoles et les principales caractéristiques de ces produits obtenus sur l'ensemble du procédé.35 Le tableau 4 donne les principales caractéristiques du produit lourd (après hydrodésulfuration et conversion dans le récteur à lit bouillonant) à la sortie de la colonne de fractionnement. Tableau N 1 Caractéristiques de la charge Coupe DSV Safaniya Rendement/RSV % masse 100 Densité 15/4 0,940 Soufre, % masse 3,08 Carb. Conradson, % masse 1,2 Azote, ppmrn masse 1092 Hydrogène, % masse 11,9 ASTM D 1160 en C Point 5 % 366 Point 95 % 578 Tableau N 2 Bilan et caractéristiques de l'essence produite Essence PI-150 Essence PI-220 Essence PI-220 oC OC OC ex HDS + T- ex FCC totale STAR Rendement/charge % masse 9,3 27,9 37,2 Densité 15/4 0,74 0,736 0,737 Soufre en ppm masse 50 40 42 Octane (RON+MON)/2 55 86 78 Tableau N 3 Bilan et caractéristiques du gazole produit Gazole 150-370 C Gazole 220-360 C Gazole1 50-370 oC ex HDS + T-STAR ex FCC total Rendement/charge 36,4 4,4 40,8 % masse Densité 15/4 0,855 0,924 0, 862 Soufre, ppm masse 330 1870 497 Cétane 45 28 43 Tableau N 4 Bilan et caractéristiques de la fraction lourde fraction lourde 370 C + ex HDS + T-STAR Rendement/charge % masse 45,2 Densité 15/4 0,865 Soufre, ppm masse 1200 Hydrogène, % masse 13,1. - REVENDICATIONS 1 - Procédé de conversion d'une fraction d'hydrocarbures ayant une teneur en soufre d'au moins 0,5 %, une température initiale d'ébullition d'au moins 360 C et une température finale d'ébullition d'au moins 500 C caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes: a) on traite la charge hydrocarbonée dans une section de traitement en présence d'hydrogène ladite section comprenant au moins un réacteur contenant au moins un catalyseur d'hydrodésulfuration en lit fixe dans des conditions permettant d'obtenir un effluent liquide à teneur réduite en soufre, b) on envoie au moins une partie de l'effluent liquide hydrodésulfuré issu de l'étape a) dans une section de traitement en présence d'hydrogène ladite section comprenant au moins un réacteur triphasique, contenant au moins un catalyseur d'hydrotraitement en lit bouillonnant, fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz, ledit réacteur comportant au moins un moyen de soutirage (5) du catalyseur hors dudit réacteur situé à proximité du bas du réacteur et au moins un moyen d'appoint (4) de catalyseur frais dans ledit réacteur situé à proximité du sommet dudit réacteur, c) on envoie au moins une partie du produit obtenu à l'étape b) dans une zone de distillation à partir de laquelle on récupère une fraction gazeuse, une fraction carburant moteur de type essence, une fraction carburant moteur de type gazole et une fraction liquide plus lourde que la fraction de type gazole. 2 - Procédé selon la revendication 1 dans lequel au moins une partie de la fraction liquide plus lourde obtenue à l'étape c) est envoyé dans une section de craquage catalytique (étape d)) dans laquelle elle est traitée dans des conditions permettant de produire une fraction gazeuse, une fraction essence, une fraction35 gazole et une fraction slurry. 3 - Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel au cours de l'étape a) le traitement en présence d'hydrogène est effectué sous une pression absolue de 2 à 35 MPa, à une température d'environ 300 à 500 C avec une vitesse spatiale horaire d'environ 0,1 à 5 h -15 4- Procédé selon l'une des revendications 2 à 3 dans lequel au moins une partie de la fraction gazole récupérée à l'étape d) de craquage catalytique est renvoyée à l'étape a). 0o 5- Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 dans lequel l'étape b) d'hydrotraitement convertissant est effectuée sous une pression absolue d'environ 2 à 35 MPa, à une température d'environ 300 à 550 C avec une vitesse spatiale horaire d'environ 0,1 à 10 h -1 et la quantité d'hydrogène mélangé à la charge est d'environ 50 à 5000 Nm3/m3.15 6- Procédé selon l'une des revendications 2 à 5 dans lequel l'étape d) de craquage catalytique est effectuée dans des conditions permettant de produire une fraction essence qui est au moins en partie envoyée au pool carburant, une fraction gazole qui est envoyée au moins en partie au pool gazole et une20 fraction slurry qui est au moins en partie envoyé au pool fuel lourd. 7- Procédé selon l'une des revendications 2 à 6 dans lequel au moins une partie de la fraction gazole et/ou de la fraction essence obtenue à l'étape d) de craquage catalytique est recyclée à l'entrée de cette étape d).25 8- Procédé selon l'une des revendications 2 à 6 dans lequel au moins une partie de la fraction slurry obtenue à l'étape d) de craquage catalytique est recyclée à l'entrée de cette étape d). 9- Procédé selon l'une des revendications 1 à 8 dans lequel la charge traitée est un distillat sous vide issu de la distillation sous vide d'un résidu de distillation atmosphérique d'un pétrole brut et le résidu sous vide est envoyé dans une étape f) de désasphaltage à partir de laquelle on récupère une huile désasphaltée qui est au moins en partie envoyée à l'étape a) d'hydrodésulfuration et de l'asphalte. - Procédé selon la revendication 9 dans lequel le désasphaltage est effectué à une température de 60 à 250 C avec au moins un solvant hydrocarboné ayant de 3 à 7 atomes de carbone. 11 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 10 dans lequel au moins une partie de la fraction liquide plus lourde de charge hydrotraitée obtenue à l'étape c) est envoyée au pool fuel lourd. 12- Procédé selon l'une des revendications 1 à 11 dans lequel la fraction carburant moteur de type essence et la fraction carburant moteur de type gazole obtenues à l'étape c) sont au moins en partie envoyées dans leurs pools carburants respectifs. 13- Procédé selon l'une des revendications 1 à 12 dans lequel la fraction carburant moteur de type gazole obtenue à l'étape c) est au moins en partie renvoyée à l'étape a). x.