FR 2789691 A1 20000818 FR 9901676 A 19990211 La présente invention concerne la synthèse d'un distillat atmosphérique à partir d'une charge hydrocarbonée et souvent à partir d'une charge contenant des composés hydrocarbonés et en particulier à partir de naphta, de gaz naturel, ou de méthane. Au sens de la présente description, le terme distillat atmosphérique désigne une ou plusieurs coupes contenant essentiellement des hydrocarbures liquides sous pression normale à une température d'environ C c'est-à-dire des composés ayant au moins cinq atomes de carbone dans leur molécule. Le procédé de synthèse d'un distillat atmosphérique selon la présente invention comprend l'utilisation de la technologie Fischer-Tropsch incorporée dans un système complet comportant la préparation du gaz de synthèse à partir d'une charge hydrocarbonée liquide ou gazeuse et le plus souvent gazeuse. Il n'y a que très peu d'unités industrielles qui ont été construites et intégrées dans un schéma complet de production de distillat atmosphérique. Par exemple la revue Oil and Gas Journal décrit en 1949 vol. 47 p.248-250 la réalisation faite au Texas dans le cadre du projet Carthage Hydrocol. Comme cela est en particulier souligné dans la description du brevet USA-5 621 155 un très grand nombre de difficultés sont associées à la réalisation d'un système complet de production de distillat atmosphérique comprenant l'utilisation de la technologie Fischer-Tropsch. Ainsi par exemple la charge hydrocarbonée employée est convertie en un mélange gazeux appelé gaz de synthèse contenant un mélange de monoxyde de carbone et d'hydrogène avant l'introduction de ce mélange dans le réacteur Fischer- Tropsch. Des conditions économiques pour opérer un réacteur Fischer- Tropsch d'une taille déterminée nécessitent d'obtenir pour le mélange gazeux que l'on introduit dans le réacteur un rapport hydrogène sur monoxyde de carbone dans une gamme bien établie. La réalisation du projet Hydrocol utilise l'oxydation partielle du gaz naturel pour former un mélange gazeux contenant un rapport hydrogène sur monoxyde de carbone d'environ 2. Une autre approche pour la formation du mélange gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone est l'utilisation de la technique de reformage à la vapeur d'eau du gaz naturel ou d'autres hydrocarbures légers. Dans le cas du reformage à la vapeur d'eau il est en général nécessaire de traiter le gaz produit de manière à éliminer le dioxyde de carbone qu'il contient ce qui complique l'opération. Par ailleurs un ajustement du rapport hydrogène sur monoxyde de carbone est indispensable puisque la quantité d'hydrogène dans le mélange gazeux formé est largement supérieure au rapport habituellement utilisé dans le réacteur Fischer-Tropsch. Cet ensemble de difficultés conduit les inventeurs de ce brevet à considérer les avantages spécifiques de l'utilisation de l'oxydation partielle qui permet d'éviter l'utilisation d'un système de séparation du dioxyde de carbone et qui permet d'obtenir un mélange gazeux dont le rapport hydrogène sur monoxyde de carbone est plus proche du rapport souhaité. Cependant l'oxydation partielle n'est pas la solution idéale. 2 2789691 C'est pourquoi les inventeurs envisagent l'utilisation de l'une ou de l'autre méthode de production du gaz de synthèse avec, dans le cas de l'utilisation du reformage à la vapeur d'eau, l'introduction d'une quantité prédéterminée de dioxyde de carbone dans le réacteur de reformage et l'emploi d'un système d'absorption et de récupération du dioxyde de carbone à la sortie du réacteur de reformage. Par ailleurs le procédé décrit dans ce brevet insiste sur le recyclage d'une quantité de dioxyde de carbone à l'étape de formation du gaz de synthèse que ce soit dans l'étape d'oxydation partielle ou dans l'étape de reformage à la vapeur qui permettrait selon les auteurs de cette invention une meilleure conversion du carbone total, introduit dans le schéma, en produits hydrocarbonés contenant en particulier des cires non directement valorisables en tant que fraction de distillat atmosphérique et en particulier comme carburant moteur. L'enseignement de ce brevet ne concerne donc pas directement un procédé permettant l'optimisation de la fabrication de distillat atmosphérique dans un système complet comprenant l'utilisation de la technologie Fischer-Tropsch. Le procédé selon la présente invention a pour but l'optimisation de la formation de distillat atmosphérique, et principalement de carburants moteur, à partir d'une charge hydrocarbonee dans un procédé intégré limitant au maximum les inconvénients cités dans l'art antérieur et comprenant la fabrication d'un gaz de synthèse, la transformation de ce gaz de synthèse à l'aide de la technologie Fischer-Tropsch en composés hydrocarbonés et un hydrocraquage isomérisant transformant les composés les plus lourds en composés plus légers ayant, pour ceux faisant partie de la gamme du diesel, et en particulier du diesel moteur un taux d'aromatiques nul, un indice de cétane très élevé et conduisant à une formation de suie très faible, ceux appartenant à la gamme naphta formant une excellente charge de vapocraquage et ceux de la gamme kérosène ayant un très bon point de fumée et un taux d'aromatique nul. Dans sa forme de réalisation la plus large la présente invention se définie comme un procédé de production de distillat atmosphérique à partir d'une charge hydrocarbonée comprenant les étapes suivantes: a) une étape de formation d'un mélange gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport d'environ 1,7: 1 à environ 2,5: 1, de préférence d'environ 2,0: 1 à environ 2,5: 1 et de manière la plus préférée d'environ 2,1: 1 à environ 2,3: 1 à partir de ladite charge hydrocarbonée, b) une étape de conversion au moins partielle du mélange gazeux obtenu à l'étape a) à température et pression élevée en présence d'un catalyseur de manière à obtenir un effluent liquide contenant des hydrocarbures ayant au moins 5 atomes de carbone dans leur molécule 3 2789691 et un effluent gazeux contenant la fraction non convertie du mélange gazeux de l'étape a) et contenant du dioxyde de carbone, c) une étape de traitement de la fraction gazeuse obtenue à l'étape b) dans des conditions permettant d'éliminer au moins en partie le dioxyde de carbone et d'obtenir une fraction gazeuse appauvrie en dioxyde de carbone que de préférence on recycle à l'étape a) de formation du mélange gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone, d) une première étape de fractionnement de la fraction liquide issue de l'étape b) dans laquelle on sépare une fraction lourde FL1 contenant essentiellement des hydrocarbures ayant au moins sept atomes de carbone dans leur molécule et souvent au moins 9 atomes de carbone dans leur molécule, et une fraction légère FL2 contenant essentiellement des hydrocarbures ayant au plus six atomes de carbone dans leur molécule, e) une étape d'hydrocraquage isomérisant dans laquelle on transforme en présence d'un catalyseur, à température et pression élevées et en présence d'hydrogène la fraction lourde FL1 issue de l'étape d) en une fraction F2 contenant une quantité plus grande de composés ramifiés que la fraction FL1, f) une deuxième étape de fractionnement, dans laquelle on envoie la fraction légère FL2 issue de l'étape d) et la fraction F2 issue de l'étape e), et à partir de laquelle on sépare une fraction contenant essentiellement des hydrocarbures ayant au plus 4 atomes de carbone dans leur molécule de point d'ébullition final à pression atmosphérique inférieur à environ 37 C, souvent inférieur à 25 C et le plus souvent inférieur à 5 C, une fraction ayant un point d'ébullition final à pression atmosphérique supérieur à environ 300 C, souvent supérieur à environ 350 C et le plus souvent supérieur à environ 370 C, et au moins une fraction intermédiaire de distillat atmosphérique ayant un point d'ébullition compris entre environ 5 OC et environ 370 C, souvent entre environ 25 C et environ 350 C. La formation du mélange gazeux renfermant du monoxyde de carbone et de l'hydrogène dans les proportions indiquées ci-devant comprendra selon une première forme de réalisation une première étape al) de reformage catalytique à la vapeur d'eau d'une partie de la charge hydrocarbonée à température et pression élevées dans des conditions de formation d'un effluent essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport supérieur ou égal à 2,3: 1, souvent supérieur ou égal à 2,5: 1 et le plus souvent supérieur ou égal à 3: 1, une étape a2) d'oxydation partielle d'une autre partie de la charge hydrocarbonée dans des conditions de formation d'un effluent essentiellement gazeux Es4 2789691 contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport inférieur ou égal à 2: 1 et une étape a3) dans laquelle on mélange au moins une partie de l'effluent essentiellement gazeux obtenu à l'étape al) avec au moins une partie de l'effluent essentiellement gazeux obtenu à l'étape a2) de manière à obtenir un mélange essentiellement gazeux contenant de I'hydrogène et du monoxyde de carbone, les quantités de charge traitée dans chacune de ces étapes al) et a2) et celles employées pour former ce mélange étant ajustées de manière à ce que le rapport de l'hydrogène au monoxyde de carbone dans le mélange obtenu soit dans la gamme mentionnée à l'étape a). Selon une autre forme de réalisation la formation du mélange gazeux renfermant du monoxyde de carbone et de l'hydrogène dans les proportions indiquées ci-devant comprendra une étape al) de reformage catalytique à la vapeur d'eau, d'au moins une partie et souvent de la majorité et très souvent de la totalité de la charge hydrocarbonée, à température et pression élevées dans des conditions de formation d'un effluent essentiellement gazeux contenant de I'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport supérieur ou égal à 2,3: 1, souvent supérieur ou égal à 2,5: 1 et le plus souvent supérieur ou égal à 3: 1, une étape a2) d'oxydation partielle d'au moins une partie du mélange essentiellement gazeux issu de l'étape al) et contenant au moins un composé non converti au cours de l'étape al) dans des conditions de formation d'un mélange essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport situé dans la gamme mentionnée à l'étape a). Selon une autre forme de réalisation la formation du mélange gazeux renfermant du monoxyde de carbone et de l'hydrogène dans les proportions indiquées ci-devant comprendra une étape a1) d'oxydation partielle, d'au moins une partie et souvent de la majorité et très souvent de la totalité de la charge hydrocarbonée, à température et pression élevées dans des conditions de formation d'un effluent essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport inférieur ou égal à 2,2: 1 et souvent inférieur ou égal à 2,1: 1 et dans certaines conditions inférieur ou égal à 2: 1, une étape a2) de reformage catalytique à la vapeur d'eau d'au moins une partie du mélange essentiellement gazeux issu de l'étape al) et contenant au moins un composé non converti au cours de l'étape al) dans des conditions de formation d'un mélange essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport situé dans la gamme mentionnée à l'étape a). Selon une forme particulière de réalisation de la présente invention la charge hydrocarbonée à partir de laquelle on forme le mélange de monoxyde de carbone et d'hydrogène est une charge hydrocarbonée contenant au moins un composé hydrocarboné ayant moins de 4 atomes de carbone dans sa molécule. Cette charge hydrocarbonée est le plus souvent choisie dans le 2789691 groupe formé par un naphta, le méthane et le gaz naturel préalablement traité dans des conditions permettant l'élimination de la majorité du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré qu'il contient. Bien que tout moyen bien connu des hommes du métier puisse être employé pour purifier le gaz naturel et éliminer la majorité et de préférence la quasi-totalité de I'hydrogène sulfuré et du dioxyde de carbone qu'il contient, on utilise avantageusement un traitement préalable de ce gaz naturel par une solution d'au moins une amine dans des conditions permettant l'élimination du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré par absorption, ladite amine étant le plus souvent choisie dans le groupe formé par la monoéthanolamine, la diéthanolamine, la diglycolamine, la diisopropylamine, et la méthyldiéthanolamine. Il est également possible de prévoir un traitement complémentaire permettant une élimination encore plus poussée par exemple par utilisation d'une masse d'adsorption des composés acides. Selon une variante, permettant en particulier une souplesse accrue dans le fonctionnement global du procédé de l'invention, une partie de l'effluent essentiellement gazeux issu de l'étape a) et/ou de l'étape al) et/ou de l'étape a2) est envoyé dans une zone de conversion dans laquelle on forme un mélange gazeux enrichi en hydrogène. Cette zone de conversion comprend au moins un réacteur dans lequel on transforme, en présence de vapeur d'eau, le monoxyde de carbone contenu dans l'effluent issu de l'étape a) et/ou al) et/ou a2) en dioxyde de carbone et hydrogène. La vapeur d'eau utilisée dans cette zone, soit peut être ajoutée dans le réacteur de conversion, soit tout ou partie de cette vapeur d'eau peut être contenue dans l'effluent gazeux issu de l'étape a) et/ou al) et/ou a2). Le mélange gazeux enrichi en hydrogène ainsi obtenu est ensuite habituellement traité dans une zone permettant l'élimination de la majorité et de préférence de la quasi-totalité du dioxyde de carbone. On utilisera avantageusement au moins un moyen d'une unité d'adsorption du dioxyde de carbone dont l'adsorbant est régénéré périodiquement. Cette régénération peut être effectuée par variation de pression (PSA) ou par variation de température (TSA). Le gaz ainsi obtenu contenant principalement, et le plus souvent presque uniquement, de l'hydrogène est le plus souvent envoyé dans l'étape e) d'hydrocraquage isomérisant. Dans une variante avantageuse de réalisation du procédé de la présente invention, la fraction gazeuse appauvrie en dioxyde de carbone obtenue à l'étape c) est au moins en partie recyclée à l'étape a) de formation du gaz de synthèse (mélange essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone) et/ou, après séparation du méthane contenu dans cette fraction, à l'étape b) de conversion au moins partielle du mélange gazeux, obtenu à l'étape a) et/ou à l'étape al) et/ou à l'étape a2), à température et pression élevée en présence 6 2789691 d'un catalyseur de manière à obtenir un effluent contenant des hydrocarbures liquides ayant au moins 5 atomes de carbone dans leur molécule. Selon une autre variante avantageuse de réalisation du procédé de la présente invention, la fraction contenant essentiellement des hydrocarbures ayant au plus 4 atomes de carbone dans leur molécule de point d'ébullition final à pression atmosphérique inférieur à environ 37 C obtenue à l'étape f) est au moins en partie recyclée à l'étape a) et/ou à l'étape al) et/ou à l'étape a2). Selon une autre variante avantageuse de réalisation du procédé de la présente invention, la fraction ayant un point d'ébullition final à pression atmosphérique supérieur à environ 300 C obtenue à l'étape f) est au moins en partie recyclée à l'étape e) d'hydrocraquage isomérisant. Enfin dans le cadre de la présente invention le distillat atmosphérique ayant un point d'ébullition compris entre environ 5 C et environ 370 C obtenue à l'étape f) peut être envoyé dans une zone de fractionnement à partir de laquelle on récupère une coupe naphta, ainsi qu'une coupe kérosène et/ou une coupe gazole. Au sens de la présente description, on désigne par coupe naphta une coupe ayant un point d'ébullition final compris entre environ 25 C et environ 220 C et souvent entre environ 30 C et environ 200 C on désigne par coupe kérosène une coupe ayant un point d'ébullition final compris entre environ 170 C et 275 C et souvent entre environ C et environ 250 C et par coupe gazole une coupe ayant d'ébullition final compris entre environ 210 C et 370 C, de préférence entre 220 C et 370 C, et de manière plus préférée entre environ 250 C et environ 350 C. La récupération de chaleur sur les effluents de l'oxydation partielle et du vaporeformage permet de générer de la vapeur HP (haute pression) qui entraîne un turboalternateur produisant l'électricité nécessaire au fonctionnement du complexe. L'énergie produite par l'unité Fischer-Tropsch sert à générer de la vapeur MP (moyenne pression), qui entraîne un turboalternateur produisant de l'électricité et qui, au même titre que l'électricité produite avec la vapeur HP, participe à l'approvisionnement électrique du complexe. Toute l'électricité nécessaire à l'ensemble des unités du procédé selon l'invention peut ainsi être produite. Il est même possible d'en produire une quantité excédentaire qui peut être exportée ou utilisée dans un procédé voisin. 7 2789691 L'étape de formation du gaz de synthèse (c'est-à-dire d'un gaz contenant du monoxyde de carbone, de l'hydrogène et le plus souvent un peu de dioxyde de carbone) à partir d'une charge hydrocarbonée et en particulier à partir de gaz naturel ou de méthane est habituellement effectuée dans des conditions classiques bien connues des hommes du métier. Lorsque l'on utilise du gaz naturel celui-ci, contenant le plus souvent des quantités non négligeables de composés acides, et en particulier du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré, voire éventuellement de l'azote, est préalablement traité dans des conditions permettant l'élimination de la majorité de ces composés. C'est ainsi que par exemple le gaz naturel est envoyé dans une zone d'absorption dans laquelle il est mis en contact avec une solution d'un absorbant permettant l'absorption d'au moins un des composés acide qu'il contient. Dans une forme particulière de réalisation de cette absorption le gaz naturel sera mis en contact avec une solution basique, de préférence une solution aqueuse d'une amine choisie dans le groupe mentionnée ci-devant, qui forme avec le dioxyde de carbone et/ou avec l'hydrogène sulfuré un composé d'addition ce qui permet d'obtenir un gaz purifié contenant des proportions de composés acides largement inférieures à 500 ppm en poids et souvent inférieures à environ ppm en poids aussi bien pour ce qui est de la quantité de dioxyde de carbone restant que pour ce qui est de la quantité d'hydrogène sulfuré restante. Le plus souvent la quantité de dioxyde de carbone restant est inférieure à environ 10 ppm en poids et la quantité d'hydrogène sulfuré restante est inférieure à environ 50 ppm en poids et très souvent inférieure à environ 10 ppm en poids. Cette méthode de purification du gaz naturel est une méthode classique bien connue des hommes du métier et largement décrite dans la littérature et par exemple succinctement décrite dans l'encyclopédie Ulimann's volume A1 2 pages 258 et suivantes. Dans le cadre de la présente invention le traitement par une solution aqueuse d'amine est habituellement effectué à une température d'environ 10 à environ 100 C et souvent d'environ 20 à environ 50 C. Habituellement la quantité d'amine utilisée est telle que la rapport molaire gaz acides sur amine soit d'environ 0,1: 1 à environ 1: 1 et souvent d'environ 0,3: 1 à environ 0,8: 1 et par exemple d'environ 0,5 1. La pression à laquelle l'absorption par la solution d'amine des gaz acides est effectuée est habituellement d'environ 0,1 MPa à environ 50 MPa, souvent d'environ 1 MPa à environ 25 MPa et le plus souvent d'environ 1 MPa à environ 10 MPa. Le plus souvent on utilise une solution de monoéthanolamine. La régénération de la solution d'amine est classiquement effectuée par variation de pression. Pour obtenir une élimination plus poussée des composés acides initialement présents dans le gaz naturel on peut également prévoir un traitement complémentaire tel que par exemple un traitement du gaz pauvre en composés acides, sortant de l'étape d'absorption par un solvant de ces composés acides, dans une zone d'adsorption des gaz acides comprenant au moins une colonne et souvent au moins deux colonnes d'adsorption contenant par exemple de l'oxyde de zinc et opérant par exemple à une température d'environ 10 C à environ 400 C, et souvent d'environ 8 2789691 C à environ 100 C et le plus souvent d'environ 20 C à environ 50 C sous une pression totale d'environ 0,1 MPa à environ 50 MPa, souvent d'environ 1 MPa à environ 25 MPa et de préférence d'environ 1 MPa à environ 10 MPa. Selon cette réalisation, lorsque la zone d'adsorption comporte deux colonnes une colonne est utilisée pour traiter le gaz naturel tandis que l'autre est en cours de régénération. A la sortie de ce traitement complémentaire la teneur en composés acides dans le gaz est habituellement inférieure à 1 ppm en poids et souvent de l'ordre de quelques dizaines de ppb en poids. L'étape a) de formation du gaz de synthèse du procédé de la présente invention est une étape bien connue des hommes du métier dans laquelle plusieurs procédés peuvent être mis en ceuvre. Parmi ces procédés dans le cadre de la présente invention on utilisera avantageusement l'oxydation partielle du naphta, du gaz naturel ou du méthane, le reformage à la vapeur d'eau ou le procédé autotherme combinant les deux procédés précédents. Le plus souvent lorsque l'on utilise un seul de ces procédés pour fabriquer le gaz de synthèse il est nécessaire d'effectuer un ajustement du rapport hydrogène sur monoxyde de carbone qui est soit le plus souvent un peu faible dans le cas du procédé d'oxydation partielle, soit le plus souvent un peu fort dans le cas du procédé de reformage à la vapeur d'eau. Cet ajustement peut être effectué selon des techniques classiques bien connues des hommes du métier et par exemple décrites dans l'encyclopédie Ullmann's volume A5 pages 209 et suivantes. Dans le cas du procédé autotherme le rapport hydrogène sur monoxyde de carbone est assez facilement ajustable en réglant le débit d'injection de la vapeur d'eau, ce rapport est le plus souvent assez voisin de la valeur souhaitée pour effectuer la réaction de Fischer-Tropsch. Le procédé de vaporeformage du naphta, du méthane ou du gaz naturel est par exemple décrit dans l'encyclopédie Ullmann's volume A12 pages 186 et suivantes. La réaction est habituellement effectuée dans un four, par exemple un four tubulaire, à une température habituellement d'environ 700 C à environ 1200 C et le plus souvent d'environ 750 C à environ 1000 C, sous une pression d'environ 0,2 à environ 10 MPa et le plus souvent d'environ 0,4 à environ 6 MPa. Le rapport molaire eau sur carbone est habituellement d'environ 0,2: 1 à environ 10: 1 et souvent d'environ 1: 1 à environ 6: 1. Dans le cadre de la présente invention on utilisera le plus souvent un catalyseur de vaporeformage comprenant du nickel déposé sur un support minéral par exemple un support à base d'alumine. Ce procédé conduit le plus souvent à l'obtention d'un gaz très riche en hydrogène ayant le plus souvent un rapport hydrogène sur monoxyde de carbone d'environ 3: 1 à environ 10: 1 et souvent d'environ 4: 1 à environ 6: 1 suivant les conditions opératoires utilisées. 9 2789691 Le procédé d'oxydation partielle du naphta, du méthane ou du gaz naturel est par exemple décrit dans l'article publié dans la revue Pétrole et Technique N 355 d'avril 1990 pages 28 et suivantes ou encore l'article publié dans la revue de l'Institut Français du Pétrole vol. 51, N 5 pages 711 et suivantes. L'oxydation partielle est le plus souvent mise en oeuvre en utilisant un gaz très enrichi en oxygène et contenant par exemple 99 % en volume d'oxygène. Cette réaction fortement exothermique peut être effectuée à pression relativement élevée et ne nécessite pas l'utilisation de fours chauffés par des brûleurs externes. Elle peut être purement thermique par exemple en travaillant à une température d'environ 1000 C à environ 1500 C par exemple dans des réacteurs céramiques ou à parois céramiques à une pression d'environ 0,4 à environ 10 MPa et souvent d'environ 1 à environ 6 MPa. Elle peut aussi être catalytique en utilisant par exemple un catalyseur comprenant un métal du groupe VIII par exemple du nickel. On utilise cependant de préférence un catalyseur comprenant un métal noble de ce groupe VIII tel que le platine, le rhodium, le ruthénium, I'iridium ou le palladium. Les conditions de réaction sont habituellement dans la même gamme que celle de la formation non [5 catalytique. On utilisera de préférence un catalyseur contenant du rhodium. Le catalyseur employé est généralement un catalyseur supporté par un support minéral par exemple à base d'alumine. Enfin, une autre solution pour la formation du gaz de synthèse consiste à mettre en oeuvre une "0 unité dite autotherme dans laquelle on associe la réaction d'oxydation partielle fortement exothermique et la réaction de vaporeformage endothermique au sein d'une même enceinte réactionnelle. Cette unité est alimentée comme l'unité d'oxydation partielle par un gaz à très forte teneur en oxygène. On utilise habituellement dans ce type d'unité une oxydation partielle thermique qui est suivie d'une introduction de vapeur d'eau pour effectuer le reformage à la vapeur d'eau du mélange de gaz obtenu par l'oxydation partielle. On trouvera par exemple des éléments de description de cette méthode de fabrication de gaz de synthèse dans l'article publié dans la revue de l'Institut Français du Pétrole vol. 51, N 5 pages 711 et suivantes et aussi dans le brevet britannique GB 2183672. Selon une forme de réalisation préférée, on utilisera pour cette unité autotherme pour le vaporeformage du mélange gazeux issu de I'oxydation partielle un catalyseur à base de nickel sur un support minéral par exemple un support à base d'alumine. On opère habituellement à une température habituellement d'environ 700 C à environ 1200 C et le plus souvent d'environ 850 C à environ 1100 C, sous une pression d'environ 0,2 à environ 10 MPa et le plus souvent d'environ 0,4 à environ 6 MPa. Le rapport molaire eau sur carbone est habituellement d'environ 0,2: 1 à environ 10: 1 et souvent d'environ 1: 1 à environ 6: 1. Le rapport hydrogène sur monoxyde de carbone obtenu est d'environ 1,5:1 à environ 2, 5: 1 suivant la quantité d'eau employée. Cette quantité d'eau peut 2789691 être ajustée de manière à obtenir un rapport hydrogène sur monoxyde de carbone d'environ 1,7: 1 à environ 2,3: 1. Le gaz de synthèse obtenu par au moins l'une des méthodes décrites cidevant et de préférence par l'association d'un vaporeformage et d'une oxydation partielle comme mentionné ci-devant est introduit dans une zone de synthèse d'hydrocarbures selon la technologie dite de Fischer- Tropsch permettant d'obtenir une fraction hydrocarbonée contenant des hydrocarbures, ayant au moins cinq atomes de carbone dans leur molécule, en mélange avec une fraction gazeuse contenant des hydrocarbures ayant moins de cinq atomes de carbone dans leur molécule, du dioxyde de carbone et la fraction non convertie du gaz de synthèse. De l'eau est égalementproduite dans cette zone qui est préférentiellement séparée des hydrocarbures avant fractionnement à l'étape d) ou au cours dudit fractionnement. Tout moyen connu de l'homme du métier peut être utilisé pour séparer l'eau, par exemple une séparation par décantation. Toutes les technologies Fischer-Tropsch bien connues de l'homme du métier et amplement décrites depuis les premiers travaux qui datent de 1 902 peuvent être employées. On peut ainsi utiliser une technologie en lit fixe, en lit fluidisé ou en suspension (slurry selon la dénomination anglo-saxonne largement utilisée dans le domaine pétrolier). On trouvera par exemple une description des réacteurs employés dans l'article publié dans la revue de l'institut Français du Pétrole vol. 51, N 5 pages 711 et suivantes. Dans le cadre de la présente invention on préfère le plus souvent utiliser une technologie employant un réacteur triphasique sensiblement vertical dans lequel un catalyseur contenant au moins un métal du groupe VIII et éventuellement d'autres agents modificateurs sur un support minéral est maintenu en suspension dans un liquide qui comprend le plus souvent des paraffines à chaîne plus ou moins longues. Le liquide employé est le plus souvent une coupe paraffinique et par exemple le mélange hydrocarboné liquide formé par la réaction de Fischer-Tropsch. Le catalyseur que l'on emploie de préférence est un catalyseur à base de cobalt. Le support utilisé est habituellement un support à base d'alumine, de silice ou d'oxyde de titane. Le plus souvent on utilise un support à base d'alumine. Habituellement, les concentrations de cobalt peuvent être d'au moins environ 3 % poids, de préférence 5 à 45 % poids, et de manière plus préférée d'environ 10 à 30 % poids par rapport au poids total de catalyseur. Le catalyseur peut également contenir un autre métal, qui est soit actif en tant que catalyseur Fischer-Tropsch, par exemple un métal des groupes 6 à 8 de la classification périodique des éléments tels que le ruthénium, soit un métal promoteur tel que par exemple le molybdène, le rhénium, le tantale, le zirconium, le cérium ou l'uranium. Le(s) métal (métaux) promoteur(s) est (sont) habituellement présent(s) à raison d'au moins 0,05: 1 par rapport au cobalt, de préférence d'au moins 0,1: 1 et mieux encore de 0,1: 1 à 1: 1. Le catalyseur peut aussi comprendre un agent alcalin ou alcalino terreux et/ou des terres rares. Par exemple, il est possible d'utiliser un catalyseur contenant du cobalt, au moins un élément additionnel M choisi dans le groupe constitué par le molybdène et le tungstène et au moins un élément additionnel N choisi dans le groupe formé par les éléments des groupes la, la, lb, le ruthénium, le palladium, I'uranium, le praséodyme et le néodyme. Les éléments M et N étant dispersés sur un support, ledit catalyseur étant de préférence préparé par gélification ainsi que le décrit le brevet FR-A-2 677 992. Il est aussi possible d'utiliser un catalyseur préparé par gélification contenant du cobalt, du ruthénium et du cuivre, ainsi que le décrit le brevet US-A-5 302 622. Mais tout catalyseur connu de l'homme du métier est aussi envisageable. Le catalyseur est généralement sous forme de poudre fine calibrée ayant habituellement un diamètre d'environ 10 à 700 mm souvent d'environ 10 à 200 mm, et le plus souvent d'environ à 100 mm Il est utilisé en présence d'une phase gazeuse et d'une phase liquide qui peut par exemple comprendre un ou plusieurs hydrocarbures ayant au moins 5 atomes de carbone par molécule. La charge de solides, c'est-à-dire le volume de catalyseur par volume de suspension ou de diluant, peut atteindre environ 50 % et se situe de préférence dans une plage de 5 à 40%. Les colonnes à bulles que l'on peut avantageusement utiliser pour la mise en oeuvre du procédé de l'invention comprennent un milieu liquide contenant en suspension des particules solides, généralement en majeure partie des particules catalytiques, et comporte au moins un moyen d'introduction d'au moins une phase gazeuse de réactifs par l'intermédiaire d'au moins un moyen de distribution qui produit des bulles de gaz ayant habituellement un diamètre relativement faible soit (à titre indicatif) généralement de 0,5 à 20 mm de diamètre. Ces bulles de gaz montent dans la colonne et les réactifs sont absorbés par le liquide et diffusent vers le catalyseur au contact duquel les réactifs sont convertis en produits gazeux et/ou liquides suivant les conditions de la réaction et le type de catalyseur. Les produits gazeux comprenants les réactifs gazeux non convertis et les produits gazeux formés au cours de la réaction sont collectés à proximité du sommet de la colonne et la suspension contenant le liquide servant à former la suspension du catalyseur et les produits liquides formés au cours de la réaction est récupérée par une ligne située à un niveau situé à proximité du niveau supérieur de la suspension dans la colonne. Les particules solides sont ensuite séparées du liquide par tout moyen bien connu de l'homme du métier, par exemple par filtration, pour récupérer les produits liquides formés au cours de la réaction. Il est possible par refroidissement des produits gazeux 12 2789691 collectés à proximité du sommet de la colonne de séparer les paraffines légères qui sont condensées et l'eau produite qui condense est habituellement envoyée dans une zone de traitement des eaux. La phase gazeuse non condensée peut-être renvoyée à la production de gaz de synthèse. Le plus souvent la phase gazeuse non condensée ou les produits gazeux collectés à proximité du sommet de la colonne qui contiennent du dioxyde de carbone sont envoyés dans une zone de décarbonatation travaillant dans des conditions classiques bien connues des hommes du métier dans laquelle le dioxyde de carbone est habituellement déchargé dans l'atmosphère, les autres constituants étant le plus souvent recyclés dans la zone de fabrication du gaz de synthèse Dans le cadre d'une telle synthèse d'hydrocarbures, il est connu de l'homme du métier deux types différents de mise en oeuvre comme cela est décrit dans de nombreux brevets et en particulier dans les brevets EP-B-450 861 et EP-B- 450 860. Ces deux types de mises en oeuvre sont d'une part l'utilisation de réacteurs à agitation totale continue ou réacteurs parfaitement agités et d'autre part l'utilisation de réacteurs à écoulement piston. La grande différence entre ces deux types de mises en oeuvre est la concentration des réactifs qui fournit la force motrice pour la réaction. Dans le système à agitation totale continue, la concentration des réactifs est la même en tout point du réacteur alors que dans le système piston la concentration des réactifs diminue régulièrement le long du lit catalytique de l'entrée du réacteur vers la sortie du réacteur et la vitesse de réaction est obtenue en intégrant la fonction de vitesse de l'entrée à la sortie. Ces deux types de mise en ceuvre peuvent être employés dans le cadre de la présente invention et l'enseignement donné dans ces deux brevets doit être considéré comme partie intégrante de la présente invention du seul fait de la mention de ces deux documents de brevet. Bien que la description du brevet EP-B-450 860 dissuade l'homme du métier d'utiliser une recirculation de liquide car elle implique, dans le cas d'une recirculation assistée mécaniquement, I'ajout de pompes et de filtres supplémentaires qui influent sur les coûts d'investissement et de fonctionnement et qui compliquent la mise en oeuvre du procédé, on peut utiliser dans un mode de mise en oeuvre particulier du procédé de la présente invention une recirculation assistée mécaniquement à l'aide de pompes, qui présente notamment un avantage en terme de gain de productivité suffisamment important pour justifier sa mise en oeuvre. Ainsi dans ce mode de mise en oeuvre le dispositif utilisé comprend un réacteur sensiblement vertical contenant une suspension d'au moins un solide formé au moins en partie de particules catalytiques dans au moins un liquide comportant au moins un moyen d'introduction de gaz 13 2789691 généralement sous forme de bulles à proximité de l'extrémité inférieure dudit réacteur, au moins un moyen de soutirage de gaz à proximité de l'extrémité supérieure dudit réacteur, au moins un moyen de soutirage d'au moins une partie de la suspension à proximité du niveau le plus haut de la fraction liquide de ladite suspension dans ledit réacteur, ledit dispositif comprend également au moins un moyen de recirculation d'au moins une partie de la fraction liquide de ladite suspension et éventuellement de la fraction solide de ladite suspension permettant d'obtenir une vitesse superficielle de circulation de la suspension Ul au sein du réacteur de préférence au moins égale et le plus souvent supérieure à la vitesse de sédimentation Us des particules solides. La recirculation peut être interne ou externe (par rapport au réacteur) et peut être assistée mécaniquement (par exemple à l'aide d'une pompe) ou non (recirculation induite par la différence de densité entre la suspension (le "slurry") aérée par la phase gaz et le "slurry" recirculé non aéré). La recirculation non assistée mécaniquement est parfois dénommée recirculation naturelle ou gazosiphon. La vitesse superficielle UI de la suspension en circulation dans le réacteur est de préférence supérieure à 0,5 cm/s et habituellement d'environ 0,5 cm/s à environ 20 m/s, de préférence d'environ 1 cm/s à environ m/s et de façon encore plus préférée d'environ 1 cm/s à environ 5 m/s. Dans une forme particulière de réalisation de l'invention, le réacteur comporte au moins un échangeur de chaleur interne. Le dispositif de mise en oeuvre de la réaction de Fischer- Tropsch utilisé dans le cadre de la présente invention selon ce mode de mise en oeuvre peut comprendre en outre au moins un échangeur de chaleur dans la boucle de recirculation, soit inclus dans l'enceinte du réacteur dans le cas d'un dispositif comprenant un moyen de recirculation naturelle interne au réacteur, soit externe dans les autres cas. Les conditions réactionnelles de synthèse d'hydrocarbures sont généralement bien connues des hommes du métier. Dans le cadre de la présente invention, les températures peuvent aller de 150 à 380 C, de préférence de 180 à 350 C, mieux encore de 190 à 300 C. Les pressions sont normalement supérieures à environ 0,5 MPa, de préférence 0,5 à 5 MPa, mieux encore d'environ 1 à 4 MPa. L'augmentation de température accroît de manière générale la productivité, toutes choses restant égales par ailleurs; cependant, la sélectivité pour le méthane tend à augmenter et la stabilité du catalyseur à diminuer quand la température augmente. Ainsi dans un tel cas, bien que la conversion du CO augmente, le rendement en produits liquides souhaitables, par exemple, des produits en C5+, de préférence en Cg+ ou C10+, peut ne pas être aussi important quand la température augmente. Les produits liquides récupérés à partir de la zone de synthèse d'hydrocarbures selon le procédé Fischer-Tropsch sont classiquement envoyés dans une première zone de 14 2789691 fractionnement D1 comprenant le plus souvent au moins une colonne à distiller qui opère en général à pression atmosphérique et qui permet d'obtenir une fraction lourde FL1 décrite ci- devant et une fraction légère FL2 décrite ci-devant. La fraction FL2 est envoyée dans une deuxième zone de fractionnement D2 comprenant le plus souvent au moins une colonne à distiller qui opère en général à pression atmosphérique et qui permet d'obtenir au moins une fraction contenant essentiellement des hydrocarbures ayant au plus 4 atomes de carbone dans leur molécule de point d'ébullition final à pression atmosphérique habituellement inférieur à environ 37 C qui peut être recyclée à l'étape de formation du gaz de synthèse, une fraction ayant habituellement un point d'ébullition final à pression atmosphérique supérieur à environ 300 C qui est habituellement au moins en partie renvoyée à l'étape d'hydrocraquage isomérisant et au moins un distillat atmosphérique ayant généralement un point d'ébullition compris entre environ 5 C et environ 370 C. Dans une forme particulière de mise en oeuvre de la deuxième zone de fractionnement, on peut scinder le distillat atmosphérique ayant un point d'ébullition compris entre environ 5 C et environ 370 C en plusieurs fractions et par exemple [5 en une fraction naphta, une fraction kérosène et une fraction essence La fraction lourde FL1 séparé à partir de la première zone de fractionnement D1 est habituellement envoyée dans une zone d'hydrocraquage isomérisant dans laquelle on forme un produit isornérisé et hydrocraqué qui contient des composés plus ramifiés et/ou des composés plus légers que ceux contenus dans la fraction lourde de départ. Ces composés plus ramifiés et/ou ces composés plus légers que ceux contenus dans la fraction lourde de départ sont envoyé dans la deuxième zone de fractionnement D2. Ils contribuent à obtenir plus de distillat atmosphérique et également un distillat atmosphérique ayant de meilleures qualités que celui qui résulterait uniquement du fractionnement de la fraction FL1 issue de la première zone de fractionnement D1. Le plus souvent cette étape d'hydrocraquage isomérisant est effectué dans des conditions classiques bien connues de l'homme du métier. La zone d'hydrocraquage isomérisant comprendra généralement au moins un réacteur contenant au moins un lit fixe de catalyseur ayant une fonction hydrogénante permettant l'isomérisation des produits et une fonction acide favorisant le craquage des produits lourds. Le plus souvent on choisira un catalyseur ayant une fonction hydrogénante importante de manière à promouvoir fortement l'isomérisation et une fonction acide moyenne pour obtenir une bonne activité. La fonction acide est habituellement apportée par des support de grandes surfaces spécifiques par exemple de à 800 m2.g1 présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées par exemple), les alumines phosphorées, les combinaisons d'oxyde de bore et d'aluminium, les silices-alumines amorphes et les silices-alumines. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, tels que fer, cobalt, nickel, ruthénium, rhodium, palladium, osmium, 1S 2789691 iridium et platine, soit par une association d'au moins un métal du groupe VI tel que chrome, molybdène et tungstène et d'au moins un métal du groupe VIII. Parmi les métaux du groupe VIII on utilise le plus souvent un métal noble et en particulier le platine lui-même. Le support sera le plus souvent une silice-alumine contenant de 5 à 70 % en poids de silice, de préférence de 20 à 60 % en poids de silice et le plus souvent de 20 à 45 % en poids de silice. La teneur en métal noble du groupe VIII est habituellement d'environ 0,05 à environ 10 % en poids de métal par rapport au catalyseur et souvent d'environ 0,1 à environ 5 % en poids. La surface spécifique du support est souvent d'environ 150 à environ 500 m2.g1, de préférence d'environ 250 à environ 450 m2.g'l et le plus souvent d'environ 300 à environ 450 m2.g1. Le volume poreux du support est habituellement inférieur à environ 1 ml/g, souvent d'environ 0,3 à environ 0,9 ml/g. L'équilibre entre les deux fonctions acide et hydrogénante est un paramètre important qui régit l'activité et la sélectivité du catalyseur. Si la fonction acide est faible et la fonction hydrogénante est forte on obtiendra un catalyseur peu actif mais sélectif envers l'isomérisation, alors que si la fonction acide est forte et la fonction hydrogénante est faible le catalyseur sera très actif et sélectif envers le craquage. On peut aussi utiliser un catalyseur ayant une fonction acide forte et une fonction hydrogénante forte qui sera alors très actif mais également très sélectif envers l'isomérisation. Il est donc possible d'ajuster le couple activité/sélectivité du catalyseur. Habituellement, la réaction est mise en oeuvre sous une pression partielle d'hydrogène d'environ 0,5 à environ 25 MPa, avantageusement d'environ 1 à 20 MPa et de préférence d'environ 2 à 18 MPa, à une température d'environ 200 à environ 500 C, avantageusement d'environ 250 à environ 480 C, de préférence d'environ 300 à environ 450 C et le plus souvent d'environ 320 à environ 420 C, avec une vitesse volumique horaire d'environ 0,1 à environ 10 h-'1, avantageusement d'environ 0,2 à environ 8 h-' et de préférence d'environ 0,5 à environ 5 h', et un taux volumique hydrogène/hydrocarbures d'environ 50: 1 à environ 2000: 1, avantageusement d'environ 100: 1 à environ 1500: 1 et de préférence d'environ : 1 à environ 1000: 1. Dans le cas ou la fraction lourde FL1 séparée à partir de la première zone de fractionnement DI a une forte teneur en produits insaturés ou oxygénés et une teneur importante en métal provenant du catalyseur utilisé dans le réacteur Fischer-Tropsch susceptible d'entraîner une désactivation trop importante du système catalytique employé dans la zone d'hydrocraquage isomérisant, on pourra faire subir à cette fraction un hydrotraitement et/ou une hydrodémétallisation avant de l'introduire dans la zone d'hydrocraquage isomérisant. Cet hydrotraitement est classiquement réalisé par mise en contact de cette fraction lourde avec de l'hydrogène en présence d'un catalyseur classique d'hydrotraitement. Ce catalyseur 16 2789691 d'hydrotraitement est un catalyseur non craquant comprenant habituellement au moins une matrice de préférence à base d'alumine et au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydro- déshydrogènante. La matrice peut également renfermer de la silice- alumine, de l'oxyde de bore, de la magnésie, de la zircone, de l'oxyde de titane, de l'argile, ou une combinaison de ces oxydes. La fonction hydro-déshydrogènante peut être assurée par au moins un métal du groupe VIII tel que le nickel et le cobalt notamment. On peut aussi utiliser une combinaison d'au moins un métal ou composé de métal du groupe VI (notamment le molybdène ou le tungstène) et d'au moins un métal du groupe VIII (notamment le nickel ou le cobalt). Le composant d'hydro- déshydrogènation peut également être un métal noble (platine ou palladium par notamment) par exemple à raison d'environ 0,001 à environ 5 % en poids par rapport au poids du catalyseur fini. La concentration en métal du groupe VIII non noble, lorsque celui-ci est utilisé, est par exemple d'environ 0,01 à environ 15 % en poids par rapport au poids du catalyseur fini. Le catalyseur d'hydrotraitement pourra avantageusement contenir également du phosphore en une quantité exprimée en poids d'oxyde de phosphore P205 inférieure à environ 15 % et le plus souvent inférieure à environ 10 %. Dans la zone d'hydrotraitement la pression partielle d'hydrogène sera par exemple d'environ 0,5 à environ 25 MPa avantageusement d'environ 2 à environ 20 MPa, la température sera par exemple d'environ 250 à environ 500 C, avantageusement d'environ 300 à environ 400 C. La décarbonatation du mélange gazeux issu de la zone de synthèse d'hydrocarbures selon la réaction de Fischer-Tropsch est effectuée dans des conditions classiques bien connues des hommes du métier et largement décrites dans la littérature et par exemple succinctement décrites dans l'encyclopédie Ulmann's volume A2 pages 180 et suivantes. Ainsi par exemple, on pourra employer un procédé utilisant l'absorption du dioxyde de carbone dans une solution aqueuse de carbonate de potassium. L'efficacité de l'absorption du gaz carbonique est améliorée par la présence d'additifs dans la solution carbonatée. Parmi les additifs utilisables on peut citer la diéthanolamine, le pentoxyde de vanadium et les borates d'amines. Cette absorption est habituellement effectuée sous une pression totale d'environ 0,3 à environ MPa et à une température d'environ 50 C à environ 150 C. La solution obtenue riche en dioxyde de carbone est habituellement régénérée par réduction de pression et épuisé à la vapeur d'eau dans une colonne de stripage. Ce type d'absorption permet de traiter des gaz contenant jusqu'à plusieurs dizaine de pour-cent en poids de dioxyde de carbone. Parmi les procédé commerciaux largement développés on peut citer en particulier le procédé Benfield et le procédé Catacarb. La production d'hydrogène par conversion du monoxyde de carbone par la vapeur d'eau est une réaction classique largement décrite dans la littérature antérieure et par exemple dans 17 2789691 l'encyclopédie Ullmann's volume Al 2 pages 238 et suivantes. Le mélange gazeux ainsi obtenu contient du dioxyde de carbone que l'on élimine le plus souvent en utilisant un système classique d'élimination par variation de pression bien connu des hommes du métier pour la purification de l'hydrogène et par exemple décrit dans l'encyclopédie Ulimann's volume A12 pages 267 et suivantes. On obtient ainsi de l'hydrogène dont la pureté peut dépasser 99,9% en volume. Les figures 1 et 2 illustrent de façon schématique l'invention sans en limiter la portée. La figure 1 illustre la réalisation la plus simple de la présente invention et la figure 2 illustre une réalisation comprenant divers recyclages et l'incorporation dans le schéma d'un système de fabrication d'hydrogène par conversion d'une partie du monoxyde de carbone par réaction avec de l'eau et l'utilisation de cet hydrogène dans la zone d'hydrocraquage isomérisant. Sur la figure, 1 la charge hydrocarbonée est introduite par la ligne 1 dans la zone 01 de formation du gaz de synthèse. Le mélange gazeux issu de la zone 01 de formation du gaz de synthèse est envoyé par la ligne 5 dans la zone R1 de synthèse d'hydrocarbures selon la réaction de FischerTropsch. Par la ligne 23 on récupère un mélange gazeux contenant les produits gazeux formés dans la zone R1, le gaz de synthèse non converti et du dioxyde de carbone que l'on envoie dans la zone R2 de décarbonatation. Par la ligne 25 on récupère un gaz contenant essentiellement du dioxyde de carbone et par la ligne 22 un gaz contenant des hydrocarbures gazeux, du monoxyde de carbone et de l'hydrogène. L'eau formée dans la synthèse Fischer-Tropsch (étape b)) est séparée de l'effluent issu de cette étape et en particulier des hydrocarbures liquides, puis évacuée par la ligne 37. La séparation de l'eau peut être effectuée au moyen de toute technique connue de l'homme de métier telle que, par exemple, la décantation. Tout ou partie de cette eau peut être utilisée après traitement dans une unité de dépollution adéquate, par exemple dans une unité de conversion du monoxyde de carbone par la vapeur d'eau, une unité de vaporeformage ou dans la section de reformage d'une unité autotherme lorsque ces unités sont présentes dans la zone 01. Il est également possible d'utiliser tout ou partie de cette eau pour irriguer des zones asséchées voire désertiques éventuellement proches. A partir de la zone R1 la fraction liquide contenant des hydrocarbures obtenue est envoyée par la ligne 11 dans un zone D1 de fractionnement à partir de laquelle on obtient une fraction liquide légère FL2 qui est envoyé par la ligne 15 dans une zone D2 de fractionnement et une fraction liquide lourde FL1 qui est envoyé par la ligne 13 dans une zone d'hydrocraquage isomérisant R6. Par la ligne 24 on introduit dans la zone R6 d'hydrocraquage isomérisant de 18 2789691 l'hydrogène et on récupère par la ligne 16 un mélange contenant les produits hydrocraqués et isomérisés formés dans la zone R6 que l'on envoie, par cette ligne, dans la zone D2 de fractionnement. A partir de la zone D2 de fractionnement on obtient par la ligne 18 une fraction gazeuse, par la ligne 30 une fraction liquide formant le distillat atmosphérique recherché et par la ligne 17 une fraction liquide lourde. Selon la forme particulière de mise en oeuvre de l'invention, schématisé sur la figure 2 la charge hydrocarbonée contenant de l'hydrogène sulfuré est introduite par la ligne 1 dans une zone Tl de désulfuration à partir de laquelle on obtient par la ligne 26 une fraction gazeuse contenant la quasi totalité de l'hydrogène sulfuré initialement présent dans la charge et par la ligne 2 une charge hydrocarbonée essentiellement exempte d'hydrogène sulfuré. Selon un mode de réalisation non représenté sur la figure 2 la fraction gazeuse contenant l'hydrogène sulfuré pourra être envoyée dans une zone de traitement permettant son élimination sous forme de soufre élémentaire. Cette zone peut comprendre une unité de traitement selon le procédé Claus bien connu des hommes du métier décrit succinctement dans l'encyclopédie UlImann's volume A17 pages 95 et suivantes et en outre une unité Clauspol de finition selon la technologie développée par le demandeur. Une partie de la charge sensiblement complètement désulfurée est envoyée par la ligne 3 dans une zone 01 de formation de gaz de synthèse par oxydation partielle, et une autre partie est envoyée par la ligne 4 dans une zone R3 de formation de gaz de synthèse par reformage à la vapeur d'eau. L'oxygène nécessaire à l'unité d'oxydation partielle de la zone 01 peut être de l'oxygène pur issu, par exemple, d'une unité cryogénique de séparation de l'oxygène de l'air, située éventuellement en amont. Tout autre gaz contenant de l'oxygène en quantité variable, ou même de l'air, peuvent être utilisés comme source d'oxygène. Cette source d'oxygène est introduite via la ligne 36. L'eau nécessaire à l'unité de reformage dans la zone R3 est introduite via la ligne 38. Le gaz de synthèse obtenu par oxydation partielle sortant par la ligne 5 est envoyé par les lignes 5 et 7 en mélange avec au moins une partie de celui obtenu par reformage à la vapeur d'eau arrivant par les lignes 6, 8 et 7 dans la zone R1 de synthèse d'hydrocarbures selon la réaction de synthèse Fischer-Tropsch. Par la ligne 23 on récupère un mélange gazeux contenant les produits gazeux formés dans la zone R1, le gaz de synthèse non converti et du dioxyde de carbone que l'on envoi au moins en partie par la ligne 27 dans la zone R2 de décarbonatation, une autre partie de ce mélange gazeux peut être évacué par la ligne 34. Ce mélange gazeux évacué par la ligne 34 peut servir à alimenter les fours en gaz combustible, il sert également au moins en partie de purge d'azote pour le complexe dans le cas, par exemple, o la charge hydrocarbonée en contient. Par la ligne 25 on récupère un gaz contenant essentiellement du dioxyde de carbone et par la ligne 22 un gaz contenant des l9 2789691 hydrocarbures gazeux, du monoxyde de carbone et de l'hydrogène que l'on recycle au moins en partie dans la zone 01 de formation de gaz de synthèse par oxydation partielle. L'eau produite dans la synthèse Fischer-Tropsch est séparée des hydrocarbures liquides. A partir de la zone R1 la fraction liquide contenant des hydrocarbures obtenue est envoyée par la ligne 11 dans une zone D1 de fractionnement à partir de laquelle on obtient une fraction liquide légère FL2 qui est envoyée par la ligne 15 dans une zone D2 de fractionnement et une fraction liquide lourde FLI qui est envoyée par les lignes 13 et 14 dans une zone d'hydrocraquage isomérisant R6. Par la ligne 24 on peut introduire si nécessaire dans la zone R6 d'hydrocraquage isomérisant de l'hydrogène d'appoint. Une partie du gaz de synthèse obtenu par reformage à la O10 vapeur d'eau sortant de la zone R3 est envoyé par les lignes 6 et 9 dansune zone R4 de conversion du monoxyde de carbone par la vapeur d'eau en un mélange contenant du dioxyde de carbone et hydrogène. L'eau nécessaire à cette unité est soit pour partie contenue dans l'effluent issu du réformage (zone R3), soit alimentée via la ligne 39. Lorsqu'un large excès de vapeur d'eau est introduit dans l'unité de réformage (zone R3), il n'est éventuellement plus nécessaire d'ajouter un complément de vapeur d'eau via la ligne 39. Ce mélange gazeux est envoyé par la ligne 10 dans la zone R5 d'adsorption avec régénération par variation de pression à partir de laquelle on obtient de l'hydrogène sensiblement pur que l'on envoie par les lignes 12 et 14 dans la zone R6 d'hydrocraquage isomérisant. On récupère par la ligne 16 un mélange contenant les produits hydrocraqués et isomérisés formés dans la zone R6 que l'on envoie, par cette ligne, dans la zone D2 de fractionnement. Par la ligne 35 on évacue de la zone R5 d'adsorption avec régénération par variation de pression, une fraction gazeuse contenant le dioxyde de carbone désorbé par diminution périodique de pression. A partir de la zone D2 de fractionnement on obtient par la ligne 18 une fraction gazeuse qui est en partie recyclée par la ligne 31 dans la zone 01 de formation de gaz de synthèse par oxydation partielle et éventuellement en partie éliminée par la ligne 32, par la ligne 19 une fraction naphta, par la ligne 20 une fraction kérosène, par la ligne 21 une fraction gazole et par la ligne 17 une fraction liquide lourde, qui est au moins en partie recyclée dans la zone R6 d'hydrocraquage isomérisant et dont une autre partie peut être éliminée par la ligne 33. Un logiciel de calcul et de simulation développé par la firme Simci et commercialisé sous la référence PRO II a été utilisé pour obtenir les bilans matière donnés dans l'exemple ci-après, et décrits en liaison avec la figure 2. Exemple 1 172 t/h de gaz naturel brut, disponibles sous une pression de 4,1 MPa, et contenant en volume 79% de méthane, 6% de CO2 4%d'H2S, 1% d'azote et 10% d'hydrocarbures C2+, (flux 1) sont 2789691 adoucis dans une unité d'absorption à l'amine Tl. Cette unité utilise comme solvant de la monoéthanolamine à 15% pds dans l'eau. La teneur en H2S du gaz adouci sortant de la colonne de lavage (139 t/h, flux 2) est abaissée à 40 ppb sur une colonne de finition à l'oxyde de zinc. t/h de gaz adouci (flux 3) alimentent l'unité d'oxydation partielle O1. L'oxygène (164 t/h) est fourni par une unité de distillation d'air (flux 36). Le réacteur d'oxydation partielle opère sous 4 MPa et à 1300 C. 54 t/h de gaz adouci (flux 4) et 152 t/h de vapeur d'eau (flux 38) alimentent l'unité de vaporeformage R3. Le four de vaporeformage opère sous 4 MPa et à 850 C. La récupération de chaleur sur les effluents de l'oxydation partielle et du vaporeformage permet de générer de la vapeur HP (haute pression) qui entraîne un turboalternateur produisant l'électricité nécessaire au fonctionnement du complexe. Les 317 t/h de gaz de synthèse produites par l'unité d'oxydation partielle (rapport H2/CO=1,7; flux 5) et 109 t/h de gaz de synthèse produites par le vaporeformage (rapport H2/CO=5,1; flux 8) alimentent l'unité Fischer-Tropsch (rapport H2/CO=2,16; flux 7). Le réacteur de synthèse Fischer-Tropsch opère sous 3 MPa et à 225 C. L'unité Fischer-Tropsch R1 produit 156 t/h d'effluent gazeux (flux 23), 103 t/h d'hydrocarbures liquides (à 225 C; flux 11) et 167 t/h d'eau (flux 37) qui sont traitées par une unité de dépollution adéquate. L'énergie produite par l'unité Fischer-Tropsch sert à générer de la vapeur MP (moyenne pression), qui entraîne un turboalternateur produisant de l'électricité et qui, au même titre que l'électricité produite avec la vapeur HP, participe à l'approvisionnement électrique du complexe. L 'effluent gazeux (flux 23) contient presque uniquement de l'hydrogène et du CO non réagis, du CO2, de l'azote et des hydrocarbures Clo-. La plus grande partie de cet effluent est débarrassé de son CO2 (flux 25) par une unité de décarbonatation R2 travaillant à 55 C et sous 2,8 MPa. L'effluent décarbonaté (flux 22) est recomprimé et recyclé à l'entrée de l'unité d'oxydation partielle. 21 2789691 Les hydrocarbures liquides issus de la synthèse Fischer-Tropsch (flux 11) sont préfractionnés en une fraction gazeuse de 6t/h (flux 15) et des cires stabilisées (98 t/h, flux 13) qui alimentent l'unité d' hydrocraquage isomérisant R6 (flux 14) après mélange avec de l'hydrogène (flux 12). L'hydrogène nécessaire à l'hydrocraquage isomérisant vient de la conversion d'une petite partie du gaz de synthèse issu du vaporeformage (8 t/h; flux 9) au moyen de l'excès de vapeur d'eau qui n'a pas réagit dans la section de vaporeformage et qui est présent dans le flux 9. Il n'est donc pas nécessaire d'ajouter un complément de vapeur d'eau via la ligne 39. L'unité de conversion R4fournit 5 t/h d'un flux (nD 10) contenant 71% vol. d'hydrogène. Cet hydrogène brut est purifié par une unité d'adsorption Rs fournissant 1 t/h d'hydrogène à 99% vol (flux 12). Cette quantité d'hydrogène est suffisante pour alimenter la zone d'hydrocraquage isomérisant R6. La ligne 35 permet d'évacuer une fraction gazeuse contenant le dioxide de carbone désorbé. La production des 123 t/h d'hydroisomérisat (flux 16) alimente l'unité de distillation atmosphérique D2, qui reçoit également la tête de stabilisation du préfractionnement Di (flux 15). L'unité de distillation atmosphérique produit 4 t/h de distillat gazeux (flux 18) contenant essentiellement des C4' qui sont recyclés après recompression à l'unité d'oxydation partielle, une coupe naphta de 16 t/h (flux 19), une coupe kérosène de 28 t/h (flux 20), une coupe gazole de 56 t/h (flux 21) et un résidu atmosphérique de 24 t/h (flux 17), qui est recyclé à extinction vers de l'unité d' hydrocraquage isomérisant. Au total, 100 t/h (800 000 t/an) de distillats atmosphériques (naphta + kérosène + gazole) sont produits à partir de 172 t/h (1,5 milliard de Nm3/an) de gaz naturel brut. Il est également nécessaire de disposer de 41 t/h de gaz combustible pour alimenter les fours du complexe. 20 t/h de gaz combustible pouvant être fournis par le complexe lui-même (fraction légère issue de la section Fischer-Tropsch et gaz de rejet de l'unité de purification d'hydrogène), il faut donc ajouter une consommation de 21 t/h (180 millions de Nm3/an) de gaz naturel à la consommation procédé du complexe. 22 2789691 REVENDICATIONS 1- Procédé de production de distillat atmosphérique à partir d'une charge hydrocarbonée caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes: a) une étape de formation d'un mélange gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport d'environ 1,7: 1 à environ 2,5: 1 à partir de ladite charge hydrocarbonée, b) une étape de conversion au moins partielle du mélange gazeux obtenu à l'étape a) à température et pression élevée en présence d'un catalyseur de manière à obtenir un effluent liquide contenant des hydrocarbures ayant au moins 5 atomes de carbone dans leur molécule et un effluent gazeux contenant la fraction non convertie du mélange gazeux de l'étape a) et contenant du dioxyde de carbone, c) une étape de traitement de la fraction gazeuse obtenue à l'étape b) dans des conditions permettant d'éliminer au moins en partie le dioxyde de carbone et d'obtenir une fraction gazeuse appauvrie en dioxyde de carbone, d) une première étape de fractionnement de la fraction liquide contenant des hydrocarbures issue de l'étape b) dans laquelle on sépare une fraction lourde FL1 contenant essentiellement des hydrocarbures ayant au moins sept atomes de carbone dans leur molécule, et une fraction légère FL2 contenant essentiellement des hydrocarbures ayant au plus six atomes de carbone dans leur molécule, e) une étape d'hydrocraquage isomérisant dans laquelle on transforme en présence d'un catalyseur, à température et pression élevées et en présence d'hydrogène la fraction lourde FL1 issue de l'étape d) en une fraction F2 contenant une quantité plus grande de composés ramifiés que la fraction FL1, f) une deuxième étape de fractionnement, dans laquelle on envoie la fraction légère FL2 issue de l'étape d) et la fraction F2 issue de l'étape e), et à partir de laquelle on sépare une fraction contenant essentiellement des hydrocarbures ayant au plus 4 atomes de carbone dans leur molécule de point d'ébullition final à pression atmosphérique inférieur à environ 37 C, une fraction ayant un point d'ébullition final à pression atmosphérique supérieur à 23 2789691 environ 300 C, et au moins une fraction intermédiaire de distillat atmosphérique ayant un point d'ébullition compris entre environ 5 C et environ 370 C. 2- Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'étape a) de formation d'un mélange gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone comprend une étape al) de reformage catalytique à la vapeur d'eau d'une partie de la charge hydrocarbonée à température et pression élevées dans des conditions de formation d'un effluent essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport supérieur ou égal à 2,3: 1, une étape a2) d'oxydation partielle d'une autre partie de O10 la charge hydrocarbonée dans des conditions de formation d'un effluent essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport inférieur ou égal à 2: 1 et une étape a3) dans laquelle on mélange au moins une partie de l'effluent essentiellement gazeux obtenu à l'étape al) avec au moins une partie de l'effluent essentiellement gazeux obtenu à l'étape a2) de manière à obtenir un mélange essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone, les quantités de charge traitée dans chacune de ces étapes al) et a2) et celles employées pour former ce mélange étant ajustées de manière à ce que le rapport de l'hydrogène au monoxyde de carbone dans le mélange obtenu soit d'environ 1,7: 1 à environ 2,5: 1. 3- Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'étape a) de formation d'un mélange gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone comprend une étape al) de reformage catalytique à la vapeur d'eau, d'au moins une partie de la charge hydrocarbonée, à température et pression élevées dans des conditions de formation d'un effluent essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport supérieur ou égal aà 2,3: 1, une étape a2) d'oxydation partielle d'au moins une partie du mélange essentiellement gazeux issus de l'étape al) et contenant au moins un composé non converti au cours de l'étape al) dans des conditions de formation d'un mélange essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport d'environ 1,7: 1 à environ 2,5: 1. 4- Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'étape a) de formation d'un mélange gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone comprend une étape al) d'oxydation partielle, d'au moins une partie de la charge hydrocarbonée, à température et pression élevées dans des conditions de formation d'un effluent essentiellement gazeux contenant de I'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport inférieur ou égal à 2,2: 1, une étape a2) de reformage catalytique à la vapeur d'eau d'au moins une partie du mélange essentiellement gazeux issu de l'étape al) et contenant au moins un composé non converti 24 2789691 au cours de l'étape al) dans des conditions de formation d'un mélange essentiellement gazeux contenant de l'hydrogène et du monoxyde de carbone dans un rapport d'environ 1,7:1 à environ 2,5: 1. 5- Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 dans lequel la charge hydrocarbonée est une charge contenant au moins un composé hydrocarboné ayant moins de quatre atome de carbone dans sa molécule 6- Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 dans lequel la charge hydrocarbonée est choisie dans le groupe formé par un naphta, le méthane et le gaz naturel préalablement traité dans des conditions permettant l'élimination de la majorité du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré qu'il contient. 7- Procédé selon la revendication 6 dans lequel la charge est du gaz naturel préalablement traité par une solution d'au moins une amine dans des conditions permettant l'élimination de la majorité du dioxyde de carbone et de l'hydrogène sulfuré présents dans ledit gaz par absorption, ladite amine étant choisie dans le groupe formé par la monoéthanolamine, la diéthanolamine, la diglycolamine, la diisopropylamine, et la méthyldiéthanolamine. 8- Procédé selon l'une des revendications 1 à 7 dans lequel une partie de l'effluent essentiellement gazeux issu de l'étape a) et/ou de l'étape al) et/ou de l'étape a2) de formation d'un mélange gazeux contenant du monoxyde de carbone et de l'hydrogène est envoyé dans une zone de conversion dans laquelle on forme un mélange gazeux enrichi en hydrogène. 9- Procédé selon la revendication 8 dans lequel la zone de conversion comprend au moins un réacteur dans lequel on transforme en présence de vapeur d'eau le monoxyde de carbone contenu dans l'effluent issu de l'étape a) et/ou de l'étape al) et/ou de l'étape a2) en dioxyde de carbone et hydrogène et dans lequel on élimine la majorité du dioxyde de carbone au moins moyen d'une unité d'absorption dont l'absorbant est régénéré périodiquement. - Procédé selon la revendication 8 ou 9 dans lequel le mélange gazeux enrichi en hydrogène obtenu est envoyé à l'étape e) d'hydrocraquage isomérisant. 11- Procédé selon l'une des revendications 1 à 10 dans lequel la fraction gazeuse appauvrie en dioxyde de carbone obtenue à l'étape c) est au moins en partie recyclée à l'étape a) et/ou, après séparation du méthane contenu dans cette fraction, à l'étape b). 2789691 12- Procédé selon l'une des revendications 1 à 11 dans lequel la fraction contenant essentiellement des hydrocarbures ayant au plus 4 atomes de carbone dans leur molécule de point d'ébullition final à pression atmosphérique inférieur à environ 37 C obtenue à l'étape f) est au moins en partie recyclée à l'étape a) et/ou à l'étape al) et/ou à l'étape a2). 13- Procédé selon l'une des revendications 1 à 12 dans lequel la fraction ayant un point d'ébullition final à pression atmosphérique supérieur à environ 300 C obtenue à l'étape f) est au moins en partie recyclée à l'étape e) d'hydrocraquage isomérisant. 14- Procédé selon l'une des revendications 1 à 13 dans lequel le distillat atmosphérique ayant un point d'ébullition compris entre environ 5 C et environ 370 C est envoyée dans une zone de fractionnement à partir de laquelle on récupère une coupe naphta, ainsi qu'une coupe kérosène et/ou une coupe gazole. 15- Procédé selon l'une des revendications 8 à 14 dans lequel tout ou partie de l'eau formée à l'étape b) est séparée de l'effluent issu de cette étape et, après traitement dans une unité de dépollution, pour tout ou partie utilisée dans une unité de conversion du monoxyde de carbone par la vapeur d'eau, ou dans une unité de reformage à la vapeur, ou dans une unité autotherme; ou pour tout ou partie utilisée pour irriguer des zones asséchées voire désertiques.