FR 3076296 A1 20190705 FR 1850008 A 20180102 Art anterieur L'hydrocraquage de coupes petrolieres lourdes est un procede cle du raffinage qui permet de produire, a partir de charges lourdes excedentaires et peu valorisables, les fractions plus legeres telles que essences, carbureacteurs et gazoles legers que recherche le raffineur pour adapter sa production a la demande. Certains procedes d'hydrocraquage permettent d'obtenir egalement un residu fortement purifie pouvant constituer d'excellentes bases pour huiles ou une charge valorisable facilement dans une unite de craquage catalytique par exemple. Les effluents particulierement cibles par le procede d'hydrocraquage sont les distillats moyens (la coupe gazole et la coupe kerosene). Le procede d'hydrocraquage des distillats sous vide ou DSV permet de produire des coupes legeres (Gasoil, Kerosene, naphtas,...) plus valorisables que le DSV lui-merne. Ce procede catalytique ne permet pas de transformer entierement le DSV en coupes legeres. Apres fractionnement, it reste donc une proportion plus ou moans importante de fraction de DSV non convertis nommee UCO ou UnConverted Oil selon la terminologie anglo-saxonne. Pour augmenter la conversion, cette fraction non convertie peut etre recyclee a ('entree du reacteur d'hydrotraitement ou a ('entree du reacteur d'hydrocraquage. Le recyclage de la fraction non convertie a ('entree du reacteur d'hydrotraitement ou a ('entree du reacteur d'hydrocraquage permet a la fois d'augmenter la conversion, mais permet aussi d'augmenter la selectivite en Gasoil et kerosene. Une autre maniere d'augmenter la conversion en maintenant la selectivite est d'ajouter un reacteur de conversion ou d'hydrocraquage sur la boucle de recycle de la fraction non convertie vers la section du separation haute pression. Ce reacteur et le recycle associe constitue une seconde etape d'hydrocraquage. Ce reacteur etant situe en aval de la section de fractionnement, tl opere avec peu de soufre (H2S) et peu d'azote (NH3), ce qui permet d'utiliser eventuellement des catalyseurs moans sensibles a la presence de soufre en augmentant la selectivite du procede. En effet, l'hydrocraquage deux etapes, comporte une premiere etape qui a pour objectif, comme dans le procede "une etape", de realiser l'hydroraffinage de la charge mais aussi d'atteindre une conversion de cette derniere de l'ordre en general de 30 a 70%. L'effluent issu de la premiere etape subit ensuite un fractionnement (distillation), qui a pour objectif de separer les produits de conversion de la fraction non convertie. Dans la deuxierne etape d'un procede d'hydrocraquage 2 etapes, seule la fraction de la charge non convertie lors de la premiere etape, est traitee. Cette separation permet a un procede d'hydrocraquage deux etapes d'être plus selectif en diesel qu'un procede en une etape a taux de conversion global equivalent et compris typiquement entre 80 et 99.5%En effet, la separation intermediaire des produits de conversion evite le "sur-craquage" des distillats moyens en naphta et gaz dans la deuxierne etape sur le catalyseur d'hydrocraquage. Par ailleurs, it est a noter que la fraction non convertie de la charge traitee dans la deuxierne etape contient en general de tits faibles 1 2 teneurs en NH3 dissous ainsi qu'en composes azotes organiques, ce qui correspond en general a une teneur en azote equivalent de moins de 20 ppm poids voir moins de 10 ppm poids. Le procede d'hydrodesulfuration des gazoles permet de diminuer la quantite de soufre contenue dans une coupe gazole tout en minimisant la conversion de la charge en produits plus legers (gaz, naphta). 5 La charge de l'hydrodesulfuration peut etre constituee de gazole issu du fractionnement atmospherique d'un petrole brut ou gazole straight run selon la terminologie anglo-saxonne de gazole leger issu de la distillation sous vide d'un residu atmospherique de type distillat sous vide legers ou Light Vacuum Gasoil Oil selon la terminologie anglo-saxonne , de distillat issus d'un procede de conversion (FCC, coker, hydrocraquage de residus...), d'une charge gazole issue de la conversion de 10 biomasse ou du charbon, seuls ou en mélange, par exemple. La pression partielle d'hydrogene requise pour ce procede est plus faible que la pression partielle d'hydrogene dans l'hydrocraqueur. II est courant que ces deux procedes soient presents dans une meme raffinerie sans etre integres. Cependant, ils reposent sur des schemas de procede tres similaires, constitues d'un four de charge, de reacteurs en lits fixes, de compresseurs de recycle d'hydrogene, et de sections de separation 15 haute pression plus ou moins complexes. La pr6sente invention consiste a realiser la separation des effluents issus de la premiere etape d'hydrocraquage et de la deuxieme etape d'hydrocraquage, non plus dans une section de fractionnement classique comme opere dans l'art anterieur, mais dans des etapes de separations gaz/liquide operant a chaud. 20 Les travaux de recherche du demandeur font conduit a decouvrir que la mise en ceuvre d'etapes de separation gaz/liquide operant a chaud des effluents issus des deux etapes d'hydrocraquage permettait l'obtention de resultats inattendus par rapport au traitement classique de l'effluent issu de la premiere etape d'hydrocraquage dans une section de fractionnement. En particulier, la mise en ceuvre du procede selon ('invention permet ('envoi direct d'au moins une 25 partie et de preference la totalite de ('effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issue de l'etape c) de separation dans la deuxieme etape d) d'hydrocraquage, sans passage par une etape de fractionnement classique selon l'art anterieur. Lorsqu'elle est mise en ceuvre de maniere distincte, l'etape e) de separation permet egalement ('envoi direct d'au moins une partie et de preference la totalite de ('effluent comprenant les produits 30 hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issu de l'etape e) comprenant de preference au moins 70% en masse de produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issue de l'etape e) de separation dans la cbuxieme etape d) d'hydrocraquage, sans passage par une etape de fractionnement classique selon l'art anterieur. 3 Ceci permet de maximiser la conversion de la charge en distillats. De plus, la majorite des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C qui se trouve en entrée de l'etape c) et/cu de l'etape e) lorsque celle-ci est mise en ceuvre de maniere distincte, est evacuee dans ('effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issue de l'etape c) 5 et/ou dans ledit meme effluent issue de l'etape e). Ainsi la majorite des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C qui se trouve en entrée de l'etape c) et/ou de l'etape e) n'est pas soumise a l'etape d) d'hydrocraquage ce qui permet de limiter le sur craquage des distillats moyens en coupe naphta et en gaz. Le fractionnement intermediaire basse pression classiquement utilise dans l'art anterieur entre la premiere et la deuxieme etape d'hydrocraquage est supprime et la 10 quantite de produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C allant vers le fractionnement final (etape g)) est minimise ce qui recluit les coOts de cette etape. Résumé de ('invention En particulier, la presente invention concerne un procede d'hydrocraquage de charges hydrocarbonees contenant au moins 10% poids et de preference au moins 50% poids de composes 15 bouillant au-dessus de 340°C, ledit procede comprerant au moins les etapes suivantes : a) L'hydrotraitement desdites charges operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre 20 d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L, b) Un premier hydrocraquage desdites charges operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un premier catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre 25 d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L, c) La separation gaz/liquide d'au moins ('effluent issu de l'etape b) pour produire au moins un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C et au moins un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C, ladite etape c) etant mise en ceu/re dans un equipement haute 30 temperature haute pression operant sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa et a une temperature comprise entre 200 et 450°C, de preference entre 250 et 350°C, d) Un deuxieme hydrocraquage d'au moins une partie dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issus de l'etape c), en mélange avec au moins une partie dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un 4 point d'ebullition superieur a 380°C issus de l'etqDe e), dans le cas ou ladite etape e) est mise en ceuvre dans une etape distincte de ladite etape c) et une partie de ladite fraction liquide non convertie comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C issue de l'etape g) de fractionnement, ladite etape d) operant, en presence 5 d'hydrogene et d'un deuxierne catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 8 et25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 11-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L, e) La separation gaz/liquide d'au moins ('effluent issu de l'etape d) pour produire au moins un 10 effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C et au moins un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C, ladite etape e) etant mise en ceuvre dans un equipement haute temperature haute pression operant sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa et a une temperature comprise entre 200 et 450°C, de preference entre 250 et 350°C, ladite etape e) 15 etant mise en ceuvre dans une seule et merne etape que l'etape c) ou dans une etape distincte, f) La separation gaz/liquide d'au moins ('effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape c) en mélange avec ('effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape e), 20 dans le cas ou ladite etape e) est mise en ceuvre dans une etape distincte de ladite etape c) pour produire au moins un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene et au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C, ladite etape f) etant mise en ceuvre dans au moins un equipement basse pression basse temperature operant a une pression comprise entre 0,5 et 5 MPa et a une temperature 25 comprise entre 30 et 100°C, g) Le fractionnement d'au moins une partie dudit effluent comprenant les produits hydrocarbones convertis ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issus de l'etape f) pour produire au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbones convertis ayant des points d'ebullition inferieurs a 380°C dit distillat atmoTherique et une fraction liquide non convertie 30 comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C dites UCO ou > selon la terminaison anglo-saxonne. Les travaux de recherche du demandeur font conduit a decouvrir que la mise en ceuvre d'etapes de separation gaz/liquide operant a chaud et a haute pression, des effluents issus des deux etapes d'hydrocraquage permet par rapport au traitement classique de ('effluent issu de la premiere etape b) d'hydrocraquage dans une section de fractionnement operant avantageusement a basse pression de : 5 1. Maximiser le rendement en distillats moyens car la seconde etape d'hydrocraquage est realisee en pr6sence d'un peu de ppNH3 dissous dans la (les) coupe(s) lourde(s) comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C issue de l'etape c) et/ou e) qui permet de rendre les catalyseurs d'hydrocraquage de l'etape d) plus selectifs en distillats moyens, 5 2. De diminuer la generation de la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA ou Heavy Poly Nuclear Aromatics selon la terminologie anglo-saxonne) qui induisent une desactivation importante du catalyseur) car a. les etapes c) et e) de separation a chaud, pouvant etre realisee en une seule et merne etape ou etre distinctes, sont realisees en presence d'hydrogene, ce qui permet de limiter la 10 teneur en HPNA, la desactivation du catalyseur d'hydrocraquage de l'etape d) est donc plus faible, b. La fraction liquide lourde non convertie comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C dites UCO issue de l'etape g) de fractionnement et recyclee vers l'etape d) d'hydrocraquage constitue un flux plus faible que dans un proc6d6 ne 15 comprenant pas les etapes c) et/ou e) mais mettant en ceuvre un fractionnement classique basse pression. Les HPNA generes dans la colonne de fractionnement sont donc plus faibles, ceci permet de maximiser le temps de cycle a iso conversion globale du procede, 3. De maximiser la conversion des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C car la generation de HPNA etant plus faible le debit de purge pour les enlever sera plus 20 faible, la conversion globale conversion des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C sera donc augmentee. Dans le mode de realisation pr6f6r6 de ('invention qui consiste en la mise en ceuvre d'une etape d') d'hydrotraitement en aval de ladite deuxierne etape d) d'hydrocraquage de maniere a co-traiter ('effluent issu de la deuxierne etape d) d'hydrocraquage en mélange avec une charge de type gazole 25 egalement appelee co-charge legere, un avantage dudit mode de realisation par rapport au traitement classique de ('effluent issu de la premiere etape b) d'hydrocraquage dans une section de fractionnement est de : 1. fournir un proc6d6 integrant un proc6d6 d'hydrocraquage en deux etapes avec un procede d'hydrodesulfuration des gazoles permettant de limiter le craquage de la charge de type 30 gazole dans l'etape a) d'hydrotraitement puis dans l'etape b) d'hydrocraquage et de maximiser la selectivite et les rendements en distillats moyens du procede, 2. Fournir un procede permettant par la mise en ceuvre dudit co-traitement en plus de desulfurer la charge liquide hydrocarbonee de type gazole, de minimiser la formation de produits lourds 6 polyaromatiques (HPNA). En effet, les HPNA se forment progressivement lors de leur recycle dans la seconde etape d) d'hydrocraquage. La mise en ceuvre de l'etape d') d'hydrotraitement en aval de l'etape d) d'hydrocraquage associee aux separations a chaud (et donc en presence d'H2 dans lesdites etapes) permettent de limiter la croissance des HPNA en 5 hydrogenant les precurseurs desdits HPNA, c'est-a-dire des HPNA de plus faible poids moleculaire, 3. Reduire les couts operatoires et la consommation de catalyseur dans la deuxieme etape d) d'hydrocraquage par ('integration de deux procedes, 4. Ameliorer optionnellement la qualite du gazole issu de l'etape f) en le traitant dans l'etape d'). 10 Description detainee de ('invention Charges La pr6sente invention concerne un proc6d6 d'hydrocraquage de charges hydrocarbonees contenant au moins 10% poids et de preference au moins 50% poids de composes bouillant au-dessus de 380°C. De preference ladite charge bout en desscus de 800°C. 15 Lesdites charges hydrocarbonees peuvent avantageusement etre choisies parmi les VGO (Vacuum gas oil) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillats sous vide (DSV) issus de la distillation directe du brut (charge de type Straight Run Vacuum Gas Oil selon la terminologie anglo-saxonne) ou issus d'autres procedes, notamment issus des procedes d'hydrotraitement, d'hydroconversion ou d'hydrocraquage de residus atmospheriques ou sous vide operant en lit fixe, lit mobile, lit bouillonnant 20 ou lit entraine (slurry bed selon la terminologie anglo-saxonne) et les charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges pr6c6demment cit6es. De maniere preferee, les charges hydrocarbonees sont des distillats sous vide. De maniere tits preferee, les charges hydrocarbonees sont un mélange de distillats sous vide issus de la distillation du petrole brut et de distillats sous vide issus de procedes d'hydrocraquage de residus. 25 Ces charges peuvent avantageusement etre utilisees telles quelles, seules ou en mélange. Alternativement, elles peuvent etre diluees par une co-charge de maniere optionnelle. Ladite co-charge peut etre une fraction hydrocarbonee ou un mélange de fractions hydrocarbonees, pouvant etre de pr6f6rence choisies parmi les produits issus d'un procede de craquage catalytique en lit fluide (FCC ou > selon la terminologie anglo-saxonne) notamment une 30 coupe legere (LCO ou > selon la terminologie anglo-saxonne), une coupe lourde (HCO ou > selon la terminologie anglo-saxonne), une huile decantee, un residu de FCC ; ou issus d'un procede de cokefaction notamment une fraction gazole legere (CGO ou > selon la terminologie anglo-saxonne), une fraction gazole lourde (HCGO ou > selon la terminologie anglo-saxonne) ; ou un distillat atmospherique et/ou un distillat sous vide issus d'un procede de viscoreduction ; ou un distillat atmospherique issu des procedes d'hydrotraitement, d'hydroconversion ou d'hydrocraquage de residus atmospheriques ou sous vide 5 operant en lit fixe, lit mobile, lit bouillonnant ou lit entraine (slurry bed selon la terminologie anglo- saxonne). Ladite co-charge peut egalement etre un distillat atmospherique lourd de distillation directe (HAGO ou > selon la terminologie anglo-saxonne). La co-charge peut egalement etre issue d'unites d'extraction d'aromatiques des bases d'huile lubrifiante (charge de type aromatic extract oil selon la terminologie anglo-saxonne) ou issues du deparaffinage au solvant des 10 bases d'huile lubrifiante, ou encore etre une huile desasphaltee (DAO ou Deasphalted Oil selon la terminologie anglo-saxonne) provenant du desasphaltage au solvant de residus (de distillation directe ou issus de procedes de conversion), ou des charges issues de la liquefaction directe ou indirecte de la biomasse ou du charbon, des paraffines issues du procede Fischer-Tropsch. Parmi toutes ces co-charges, on distingue les co-charges lourdes contenant au moins 50% poids et 15 de preference au moins 70% poids de composes bouillant au-dessus de 380°C, et les co-charges legeres contenant au moins 50% poids et de preference au moins 70% poids de composes bouillant en dessous de 380°C. De maniere preferee, les co-charges lourdes sont des HCGO ou des DAO. De maniere preferee, les co-charges legeres egalement appele selon la presente invention charge liquide hydrocarbonee de type gazole, sont des distillats atmospheriques issus de la distillation 20 atmospherique du brut ou des procedes de craquage catalytique, de cokefaction ou d'hydrocraquage de residus. L'etape a laquelle est introduite une co-charge est generalement fonction de la teneur en composes bouillant au-dessus ou en dessous de 380°C mais aussi de la teneur en impuretes de la co-charge. Les co-charges lourdes sont introduites en amont de l'etape a) d'hydrotraitement ou en amont des 25 etapes b) et d) d'hydrocraquage, et de maniere preferee uniquement en amont de l'etape a) d'hydrotraitement. Les co-charges legeres sont introduites en amont de l'etape a) d'hydrotraitement ou en amont des etapes b) et d) d'hydrocraquage, ou en amont de l'etape d') d'hydrotraitement lorsque celle-ci est mise en oeuvre. De maniere preferee, les co-charges legeres sont uniquement introduites en amont de 30 l'etape d') d'hydrotraitement. Les charges hydrocarbon6es traitees dans le proc6d6 selon l'invention repr6senter avantageusement au moins 50%, preferentiellement 70%, plus preferentiellement au moins 80%, et encore plus preferentiellement au moins 90% en poids de la charge hydrocarbonee totale (soit la somme desdites charges hydrocarbonees et des co-charges) trait6e par le proc6d6 selon l'invention. 8 Toutefois, lorsque l'etape d') d'hydrotraitement est mise en oeuvre, les co-charges legeres introduites directement en entrée de l'etape d') d'hydrotraitement peuvent representer jusqu'a 70% en poids de la charge hydrocarbonee totale (soit la somme des charges hydrocarbonees et des co-charges) traitee par le procede selon l'invention. 5 La teneur en azote de la charge hydrocarbonnee totale (soit la somme desdites charges hydrocarbonees et des co-charges) traitee dans le procede selon l'invention est usuellement superieure a 500 ppm poids, de preference comprise entre 500 et 10000 ppm poids, de maniere plus preferee entre 700 et 4000 ppm poids et de maniere encore plus preferee entre 1000 et 4000 ppm poids. La teneur en soufre des charges traitees dans le procede selon l'invention est usuellement 10 comprise entre 0,01 et 5% poids, de maniere preferee comprise entre 0,2 et 4% poids et de maniere encore plus preferee entre 0,5 et 3 % poids. Les charges et les co-charges lourdes peuvent eventuellement contenir des metaux. La teneur cumulee en nickel et vanadium de la charge hydrocarbonnee totale (soit la somme desdites charges hydrocarbonees et des co-charges) traitee dans le proc6d6 selon ('invention est de pr6f6rence 15 inferieure a 10 ppm poids et de maniere preferee inferieure a 1 ppm poids. Les charges et les co-charges lourdes peuvent eventuellement contenir des asphaltenes. La teneur en asphaltenes de la charge hydrocarbonnee totale (soit la somme desdites charges hydrocarbonees et des co-charges) est generalement inferieure a 3000 ppm poids, de maniere preferee inferieure a 1000 ppm poids, de maniere encore plus preferee inferieure a 200 ppm poids. 20 Dans le cas ou les charges et les co-charges lourdes contiennent des metaux et/ou des composes de type resines et/ou asphaltenes, it est avantageux de faire passer au prealable la charge sur un lit de catalyseur ou d'adsorbant different du catalyseur d'hydrocraquage ou d'hydrotraitement, par exemple sur lit de catalyseur d'hydrodemetallation. Etape a) d'hydrotraitement 25 Conformement a ('invention, le procede comprend une etape a) d'hydrotraitement desdites charges en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 8 et 25MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 11-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L. 30 De preference, l'etape a) d'hydrotraitement selon l'invention opere a une temperature comprise entre 320 et 440°C, de maniere tres preferee entre330 et 430°C, sous une pression comprise entre 10 et 18MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 11-1, et a une quantite d'hydrogene 9 introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure est compris entre 500 et 1500 L/L. Des catalyseurs d'hydrotraitement classiques peuvent avantageusement etre utilises, de preference qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un element hydro-d6shydrog6nant choisi 5 parmi au moins un element des groupes VIB et VIII non noble, et le plus souvent au moins un element du groupe VIB et au moins un element du groupe VIII non noble. De preference, le support amorphe est de ('alumine ou de la silice alumine ou leur mélange. Des catalyseurs preferes sont choisis parmi les catalyseurs NiMo, NiW ou CoMo sur alumine et NiMo ou NiW sur silice alumine. 10 Un compose organique peut etre utilise lors de la preparation du catalyseur ou bien etre present dans la porosite du catalyseur final. L'effluent issu de l'etape d'hydrotraitement et entrant dans l'etape b) d'hydrocraquage comprend generalement une teneur en azote de pr6f6rence inf6rieure a 300 ppm poids et de pr6f6rence inferieure a 50 ppm poids. 15 Etape b) d'hydrocraquage Conform6ment a ('invention, le procede comprend une etape b) d'hydrocraquage d'au moins une partie de ('effluent issu de l'etape a), et de preference la totalite, ladite etape b) operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 20 et 6 11-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L. De preference, l'etape b) d'hydrocraquage selon l'invention opere a une temperature comprise entre 320 et 440°C, de maniere tits preferee entre 330 et 430°C, sous une pression comprise entre 10 et 18 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 11-1, et a une quantite d'hydrogene 25 introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure est compris entre 500 et 1500 L/L. Ces conditions op6ratoires utilisees dans le proc6d6 selon l'invention permettent generalement d'atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d'ebullition inferieurs a 380°C, superieures a 15%poids et de maniere encore plus preferee comprises entre 20 et 80%poids. 30 Conformement a ('invention, l'etape b) d'hydrocraquage opere en presence d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage. De preference, le catalyseur d'hydrocraquage est choisi parmi les catalyseurs 10 classiques d'hydrocraquage connus de l'Homme du metier. Les catalyseurs d'hydrocraquage utilises dans les procedes d'hydrocraquage sont tous du type bifonctionnel associant une fonction acide a une fonction hydrogenante. La fonction acide est apportee par des supports de grandes surfaces (150 a 800 m2.g-1 generalement) presentant une 5 acidite superficielle, telles que les alumines halogenees (chlorees ou fluorees notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zeolithes. La fonction hydrogenante est apportee soit par un ou plusieurs metaux du groupe VIII de la classification periodique des elements, soit par une association d'au moins un metal du groupe VIB de la classification periodique et au moins un metal du groupe VIII. 10 De preference, le ou les catalyseurs d'hydrocraquage comprennent une fonction hydrogenante comprenant au moins un metal du groupe VIII choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthenium, le rhodium, le palladium et le platine et de preference le cobalt et le nickel et/ou au moins un metal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdene et le tungstene, seul ou en mélange et de preference parmi le molybdene et le tungstene. 15 De preference, la teneur en metal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de preference entre 2 et 10% poids, les pourcentages etant exprimes en pourcentage poids d'oxydes. De preference, la teneur en metal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 25% poids et de preference entre 15 et 22% poids, les 20 pourcentages etant exprimes en pourcentage poids d'oxydes. Le ou les catalyseurs peuvent egalement eventuellement au moins un element promoteur d6pos6 sur le catalyseur et choisi dans le groupe forme par le phosphore, le bore et le silicium, eventuellement au moins un element du groupe VIIA (chlore, fluor preferes), et eventuellement au moins un element du groupe VIIB (manganese prefer6), eventuellement au moins un element du groupe VB (niobium 25 prefer6). De preference, le ou les catalyseurs d'hydrocraquage comprennent une fonction acide choisie parmi l'alumine, la silice alumine et les zeolithes, de preference choisie parmi les zeolithes Y et beta et de preference choisie parmi la silice alumine et les zeolithes. Un catalyseur prefere comprend et est de preference constitue d'au moins un metal du groupe VI 30 et/ou au moins un metal du groupe VIII non noble, et une zeolithe Y et un liant alumine. Un catalyseur encore plus prefere comprend et est de preference constitue du nickel, du molybdene, une zeolithe Y et de l'alumine. 11 Un autre catalyseur prefere comprend et est de preference constitue du nickel, du molybdene, une zeolithe Y, une zeolithe beta et de l'alumine. Un autre catalyseur prefere comprend et est de preference constitue de nickel, de tungstene et de l'alumine ou de la silice alumine. 5 L'etape d'hydrotraitement a) et l'etape d'hydrocraquage b) peuvent avantageusement etre realisees dans un meme reacteur ou dans des r6acteurs diff6rents. Dans le cas 00 elles sont realisees dans un meme reacteur, le reacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d'hydrotraitement et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d'hydrocraquage. 10 Etape c) de separation gaz/liquide Conform6ment a ('invention, le procede comprend une etape c) de separation gaz/liquide. La separation gaz/liquide de ('effluent issu de l'etape b) pour produire au moins un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C, et au moins un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C, ladite etape c) 15 etant mise en ceuvre dans au moins un equipement haute temperature haute pression operant a une pression comprise entre 8 et 25 MPa et de preference entre 10 et 18 MPa, et a une temperature comprise entre 200 et 450°C, de preference entre 293 et 350°C. La separation haute temp6rature haute pression n'est pas realisee selon un point de coupe pr6cis comme dans le cas d'une separation classique d'un procede d'hydrocraquage 2 etapes 00 la 20 separation intermediaire comporte un fractionnement atmospherique. L'etape c) de separation est realisee de maniere a obtenir au moins un effluent qui comporte la majorite, par rapport au flux en entrée de l'etape c), des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C, et au moins un effluent qui comporte la majorite, par rapport au flux en entrée de l'etape c), des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C. 25 De preference, ledit effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issue de l'etape c) de separation comprend de preference au moins 50% en masse et de maniere preferee au moins 70% en masse desdits produits ayant un point d'ebullition superieur a 380°C. De preference, ledit effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition 30 inferieur a 380°C issue de l'etape c) de separation comprend de preference au moins 50% en masse et de maniere preferee au moins 70% en masse desdits produits ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C. Ainsi, ledit effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issue de l'etape c) peut comprend-e une proportion faible de produits hydrocarbones 12 ayant un point d'ebullition superieur a 380°C. La mise en oeuvre de ladite &tape c) permet que les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C et contenus dans l'effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issue de l'etape c) sont renvoyes de maniere indirecte dans la deuxieme etape d) d'hydrocraquage via les etapes f) de 5 separation et g) de fractionnement. Ceci permet de maximiser la conversion de la charge en distillats. De plus, la majorite des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C qui se trouve en entrée de l'etape c) et/ou de l'etape e) lorsque celle-ci est mise en ceuvre de maniere distincte, est evacuee dans [effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issue de l'etape c) 10 et/ou dans ledit meme effluent issue de l'etape e). Ainsi la majorite des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C qui se trouve en entrée de l'etape c) et/ou de l'etape e) n'est pas soumise a l'etape d) d'hydrocraquage co qui permet de limiter le sur craquage des distillats moyens on coupe naphta et on gaz. Le fractionnement intermediaire basse pression classiquement utilise dans l'art anterieur entre la premiere et la deuxieme etape d'hydrocraquage est supprime et la 15 quantite de produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C allant vers le fractionnement final (etape g)) est minimise ce qui reduit les coats de cette etape. Le flux comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C peut aussi etre assimile a un flux comprenant des distillats atmospheriques. Le flux comprenant des produits hydrocarbones ayant un point debullition superieur a 380°C peut aussi etre assimile a un flux 20 comprenant des distillats sous vide. L'etape c) de separation a haute pression permet de conserver de l'hydrogene dissous dans [effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C, cet hydrogene etant utile a l'etape d) d'hydrocraquage tout en limitant la formation de HPNA. SeIon [invention, l'etape c) de separation gaz/liquide est mise en ceuvre dans un equipement 25 comprenant au moms un separateur et/ou une colonne de strippage a l'hydrogene, ces equipement operant a haute pression, c'est-a-dire a une pression correspondant a la pression de sortie de b) diminuee des pertes de charges. II n'y a donc pas de perte de pression significative contrairement a une etape de separation qui comporterait un ou des equipements basse pression comme une colonne de fractionnement atmospherique. De maniere preferee, l'etape c) de separation est mise on oeuvre 30 dans un separateur haute pression. La temperature on entrée de l'etape c) peut etre ajustee par rapport a la temperature en sortie de b), par exemple a [aide d'un nu plusieurs echangeurs ou d'un quench gazeux ou liquide. SeIon l'invention, au moms une partie et de preference la totalite dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape c) est envoye dans 13 I'etape f) de separation gaz/liquide. L'effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C comporte egalement cb l'hydrogene et des hydrocarbures legers. Selon ('invention, au moins une partie et de preference la totalite dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issu de l'etape c) est envoye 5 dans la deuxieme etape d) d'hydrocraquage. De maniere optionnelle, au moins une partie de ('effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issu de l'etape c) peut etre recyclee en amont de l'etape b) d'hydrocraquage et/ou de l'etape a) d'hydrotraitement. Une purge peut avantageusement etre realisee sur cette etape c), de preference lorsque l'etape e) de 10 separation n'est pas mise en oeuvre dans une etape distincte de l'etape c) de separation, afin d'eviter ('accumulation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) presents dans la boucle de recycle des coupes lourdes. En effet, les HPNA se forment progressivement lors de leur recycle dans la boucle de la seconde etape d'hydrocraquage d). Ceci a pour consequence d'augmenter leur poids moleculaire. La presence des HPNA dans ladite boucle de recycle entraine a terme une desactivation importante 15 du catalyseur. Une purge est donc necessaire afin de limiter l'accumulation de ces produits HPNA, elle est realisee de maniere indirecte en envoyant une partie minoritaire de ('effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C vers l'etape f) de separation, cette partie minoritaire de ('effluent represente de maniere preferee moins de 10% en poids, et de maniere tres pr6f6r6e moins de 5% en poids de la charge hydrocarbonee entrant dans l'etape a). 20 Deuxieme etape d) d'hydrocraquage Conformement a ('invention, le procede comprend une deuxieme etape d) d'hydrocraquage d'au moins une partie et de preference la totalite dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C, issude l'etape c), en mélange avec au moins une partie et de preference la totalite dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point 25 d'ebullition superieur a 380°C issus de l'etape e), dans le cas ou ladite etape e) est mise en oeuvre dans une etape distincte de ladite etape c) et une partie et de preference la totalite de ladite fraction liquide non convertie comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C issue de l'etape g) de fractionnement, laditeetape d) operant, en presence d'hydrogene et d'un deuxieme catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une 30 pression comprise entre 8 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 11-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L. De preference, l'etape d) d'hydrocraquage selon l'invention opere a une temperature comprise entre 320 et 440°C, de maniere tres preferee entre 330 et 430°C, sous une pression comprise 14 entre 10 et 18 MPa, et de maniere tres preferee entre 13 et 17 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 3 h-1, et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure est compris entre 500 et 1500 L/L. Ces conditions operatoires utilisees dans l'etape d) du procede selon ('invention permettent 5 generalement d'atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d'ebullition inferieurs a 380°C superieures a 15% poids et de maiiere encore plus preferee comprises entre 20 et 80% poids. Neanmoins, la conversion par passe dans l'etape d) est maintenue moderee afin de maximiser la selectivite du procede en produit ayant des points d'ebullitions compris entre 150 et 380°C (distillats moyens). La conversion par passe est notamment limitee par ('utilisation d'un taux 10 de recycle eleve sur la boucle de deuxieme etape d'hydrocraquage realisee par le recyclage d'effluents comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C et issus des etapes c) et/ou e) et/ou g). Ce taux est defini comme le ratio entre le debit massique de charge de l'etape d) et le debit massique de la charge de l'etape a), preferentiellement ce ratio est compris entre 0,2 et 4, de maniere preferee entre 0,5 et 2. 15 Conformement a ('invention, l'etape d) d'hydrocraquage opere en presence d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage. De preference, le catalyseur d'hydrocraquage de deuxieme etape est choisi parmi les catalyseurs classiques d'hydrocraquage connus de l'Homme du métier. Le catalyseur d'hydrocraquage utilise dans ladite etape d) peut etre identique ou different de celui utilise dans l'etape b) et de pr6f6rence different. 20 La description du catalyseur utilise dans ladite deuxieme etape d) d'hydrocraquage est identique a celle du catalyseur utilise dans ladite premiere etape b). Etape optionnelle d') d'hydrotraitement Dans une variante du procede, une etape d'hydrotraitement est avantageusement mise en ceuvre en aval de ladite etape d) d'hydrocraquage. 25 Dans ce cas, le procede comprend une etape d') d'hydrotraitement d'au moins une partie et de preference la totalite de ('effluent issu de l'etape d) d'hydrocraquage, en mélange avec une charge liquide hydrocarbonee contenant au moins 50% poids et de preference au moins 70% poids de composes bouillant en dessous de 380°C, ladite etape d') operant en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une 30 pression comprise entre 8 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L. Dans ce cas, la charge entrant dans ladite etape d') comprend au moins une partie et de preference la 15 totalite de ('effluent issu de l'etape d) d'hydrocraquage et ladite charge liquide hydrocarbonee ou co-charge legere hydrocarbon6e. De preference, ladite charge liquide hydrocarbon6e ou co-charge legere traitee dans l'etape d') d'hydrotraitement sont des distillats atmospheriques issus de la distillation atmospherique du brut ou 5 des procedes de craquage catalytique, de cokefaction ou d'hydrocraquage de residus. De preference, ladite charge est avantageusement choisie parmi les charges liquides hydrocarbonees issues de la distillation directe d'un petrole brut (ou straight run selon la terminologie anglo-saxonne) et de preference choisies parmi le gazole straight run, le Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillat sous vide lagers, et les charges liquides hydrocarbonees 10 issues d'une unite de cokefaction (coking selon la terminologie anglo-saxonne), de preference le gazole de coker, dune unite de viscoreduction (visbreaking selon la terminologie anglo-saxonne), dune unite de vapocraquage (steam cracking selon la terminologie anglo-saxonne) et/ou d'une unite d'hydroconversion de RAT (residus atmospheriques) et/ou de RSV (residus sous vide) et/ou d'une unite d'hydrotraitement de RAT (residus atmospheriques) et/ou de RSV (residus sous vide) et/ou 15 dune unite de craquage catalytique (Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglo-saxonne), de preference les LCO (light cycle oil) ou gazoles lagers issus dune unite de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse (esterification par exemple), lesdites charges peuvent etre prises seules ou en mélange. La teneur en soufre de ladite charge liquide hydrocarbonee traitee dans l'etape d') en mélange avec 20 ('effluent issu de l'etape c) est usuellement superieure a 0,01% poids, de preference comprise entre 0,05 et 3% poids, de maniere plus preferee entre 0,1 et 2% poids. La teneur en azote de ladite charge liquide hydrocarbon6e traitee dans l'etape d) en mélange avec ('effluent issu de l'etape c) est usuellement superieure a 30 ppm poids, de preference comprise entre 50 et 5000 ppm poids, de maniere plus preferee entre 100 et 3000 ppm poids. 25 Le traitement de ('effluent issu de l'etape d) en mélange avec ladite charge de type gazole dans ladite etape d') d'hydrotraitement permet en plus de desulfurer ladite charge liquide hydrocarbonee, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA). Minimiser la formation des HPNA permet de minimiser la purge requise sur la fraction liquide, residu non convertie, (UCO) issue de l'etape g) de fractionnement et donc d'augmenter la conversion globale du procede. Le taux de purge, 30 correspondant au ratio entre le debit massique du flux de purge et le debit massique de la charge hydrocarbonee entrant dans le procede selon ('invention est avantageusement compris entre 0 et 5% et de maniere preferee entre 0 et 2%. Les etapes d) et d') peuvent avantageusement etre realisees dans un meme reacteur ou dans des reacteurs separes. Dans le cas ou elles sont realisees dans un meme reacteur, le reacteur comprend 35 plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs 16 d'hydrocraquage et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d'hydrotraitement. Dans le cas 00 les etapes d) et d') sont realisees dans un meme reacteur, une injection interm6diaire de la charge liquide hydrocarbonee est avantageusement mise en ceuvre entre les differents lits catalytiques et de preference en amont du premier lit catalytique comprenant le premier catalyseur 5 d'hydrotraitement. L'etape d') d'hydrotraitement opere avantageusement en presence d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement. De preference, le catalyseur d'hydrotraitement est choisi parmi les catalyseurs classiques d'hydrotraitement connus de l'Homme du métier. Le catalyseur d'hydrotraitement utilise dans ladite etape d') peut etre identique ou different de celui utilise dans l'etape a) et de preference 10 different. La description du catalyseur utilise dans ladite etape d') d'hydrotraitement est identique a celle du catalyseur utilise dans ladite etape a) d'hydrotraitement selon ('invention. Etape e) de separation gaz/liquide Conform6ment a ('invention, le procede comprend une etape e) de separation gaz/liquide d'au moins 15 ('effluent issu de l'etape d) d'hydrocraquage et eventuellement issu de l'etape d') optionnelle d'hydrotraitement, pour produire au moins un effluent comprenant des produits hydrocarbones convertis ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C et au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C, ladite etape e) etant mise en ceuvre dans au moins un equipement haute temperature haute pression operant a une pression comprise entre 8 20 et 25 MPa et de preference entre 10 et 18 MPa et a une temperature comprise entre 200 et 450°C, de preference entre 300 et 400°C,ladite etape e) etant mise en ceuvre dans une seule et meme etape que l'etape c) ou dans une etape distincte. La description de ladite etape e) est identique a la description de l'etape c) ci-dessus. Dans le mode de realisation 00 ladite etape e) est mise en ceuvre dans une seule et meme etape que 25 l'etape c), les conditions operatoires de ladite etape e) sont avantageusement identiques a celles de ladite etape c), les equipements des etapes c) et e) etant communs. Dans ce cas, au moins une partie et de preference la totalite dudit effluent issu de l'etape d) d'hydrocraquage et eventuellement de l'etape d') est avantageusement recycle dans ladite etape c) de separation. Dans ce cas, la charge entrant dans ladite etape f) de separation est principalement 30 constituee de ('effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C. Dans ce cas, la charge entrant dans ladite etape d) d'hydrocraquage est uniquement constituee de au moins une partie et de preference la totalite dudit effluent comprenant les produits 17 hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issu de l'etape c), en mélange avec une partie et de preference la totalite de ladite fraction liquide non convertie comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C issue de l'etape g) de fractionnement. Dans tous les cas, que les etapes c) et e) soient confondues ou pas, au moins ledit effluent 5 comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape e) est envoye dans l'etape f) de separation. Dans le mode de realisation 00 ladite etape e) est mise en ceuvre dans une etape distincte de l'etape c), ledit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape e) est envoye dans l'etape f) de separation en mélange avec au moins une 10 partie et de preference la totalite de ('effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape c). Dans ce cas, au moins une partie et de preference la totalite dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issu de l'etape e) est recycle dans ladite etape d) d'hydrocraquage. 15 Dans ce cas, une purge peut avantageusement etre realisee de la meme maniere que dans l'etape c). Elle peut avantageusement etre realisee de maniere indirecte en envoyant une partie minoritaire de ('effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C vers l'etape f) de separation, cette partie minoritaire de ('effluent represente de maniere preferee moins de 20% en poids, et de maniere tres preferee moins de 10% en poids de la charge 20 hydrocarbonee entrant dans l'etape a). La charge de ladite etape d) d'hydrocraquage est constituee d'au moins une partie et de preference la totalite desdits effluents comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issus des etapes c) et e), qu'elbs soient distinctes ou pas, et de la fraction liquide non convertie comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C 25 issu de l'etape g). Etape f) de separation gaz/liquide Conform6ment a ('invention, le procede comprend une etape f) de separation gaz/liquide d'au moins ('effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape c) en mélange avec au moins ('effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point 30 d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape e),dans le cas ou ladite etape e) est mise en oeuvre dans une etape distincte de ladite etape c) pour produire au moins un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene et au moins un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C, et un effluent gazeux riche en hydrogene, ladite etape f) etant mise en 18 ceuvre dans au moins un equipement basse pression basse temperature operant a une pression comprise entre 0,5 et 5 MPa et a une temperature comprise entre 30 et 100°C, de preference entre 30 et 60°C. La temperature on entrée de l'etape f) peut etre ajustee par rapport a la temperature on sortie de c) et/ou de e), par exemple a l'aide d'un ou plusieurs echangeurs ou d'un quench gazeux ou 5 liquide. L'etape f) de separation peut avantageusement etre mise on ceuvre dans une succession de ballons separateurs operant a differentes temperatures et pressions, les temperatures pouvant etre ajustees par des echangeurs entre chaque ballon et la pression pouvant etre ajustee au moyen de vannes de détente et/ou de turbine de recuperation d'6nergie. 10 L'effluent gazeux contenant au moins de l'hydrogene est avantageusement envoye vers une etape de purification de l'hydrogene puis envoye dans une etape de compression avant son recycle dans au moins les etapes a), b) et d) et eventuellement d'). L'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene peut avantageusement etre mélange avec de rhydrogene d'appoint avant ou apres son introduction dans l'etape de compression, de preference via un compresseur d'hydrogene d'appoint 15 ou de make up selon la terminologie anglo-saxonne L'etape de purification d'hydrogene peut comporter par exemple, une purge, un lavage aux amines, un PSA (Pressure Swing Adsorption selon la terminologie anglo-saxonne), une separation membranaire. Si il y a plus d'un effluent gazeux, par exemple un effluent gazeux haute pression et un effluent gazeux basse pression, i| peut y avoir des etapes de purification dediees a chaque effluent gazeux. Apres purification, ces effluents gazeux etant 20 a differentes pressions, ils sont generalement injectes a differents etages de compression du compresseur de recycle d'hydrogene vers les etapes a), b), d) et eventuellement d'). L'effluent (ou les effluents) issus de f) et comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C est (sont) envoye(s) vers l'etape g) de fractionnement Etape q) de fractionnement 25 Conformement a l'invention, le procede comprend une etape g) de fractionnement d'au moins une partie dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issus de l'etape f) pour produire au moins un effluent de type distillat atmospherique comprenant les produits hydrocarbones convertis ayant des points d'ebullition inferieurs a 380°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C dites UCO ou 30 « unconverted oil » selon la terminaison anglo-saxonne. De preference, ladite etape g) de fractionnement comprend une premiere etape de separation comprenant un moyen de separation tel quo par exemple un ballon separateur ou dune colonne de strippage a la vapeur operant de preference a une pression comprise entre 0,5 et 2 MPa, qui a pour but de realiser une separation de l'hydrogene sulfure (H2S) d'au moins un effluent hydrocarbone 35 produits dans les reacteur des etapes a), b), d), et eventuellement L'effluent hydrocarbone, issu de cette premiere separation peut avantageusement subir une distillation atmospherique, et dans 19 certains cas l'association dune distillation atmospherique et dune distillation sous vide. La distillation a pour but de realiser une separation entre les produits hydrocarbones de type distillats atmospheriques, c'est a dire generalement ayant des points d'ebullition inferieurs a 380°C et une fraction liquide (residu) non convertie (UCO). II est par exemple possible de soutirer une ou plusieurs 5 bases (naphta et/ou essence, kerosene et/ou diesel) valorisables en petrochimie ou en carburants. SeIon une autre variante, l'etape g) de fractionnement n'est constituee que d'une colonne de distillation atmospherique. L'etape g) peut ainsi etre depourvue de colonne de strippage si la colonne de fractionnement en aval est resistante a la corrosion induite par l'hydrogene sulfure, l'homme du métier utilise le terme de `fractionnement acide' dans ce cas. 10 Les produits hydrocarbones convertis ayant des points d'ebullition inferieurs a 380°C sont avantageusement distilles a pression atmospherique pour obtenir plusieurs fractions de type distillats atmospheriques a point d'ebullition d'au plus 380°C, et de preference une fraction gaz legers C1-04, au moins une fraction essence et au moins une fraction distillats moyens kerosene et gazole. SeIon l'invention, la fraction liquide non convertie, (UCO) contenant des produits dont le point 15 d'ebullition est superieur a 380°C et issue de la distillation est au moins on pate introduite dans la deuxieme etape d'hydrocraquage d) du procede selon l'invention. Une purge est realisee on continu ou de maniere intermittente sur cette etape afin creviter l'accumulation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) presents dans la boucle de recycle de l'UCO. Elle est avantageusement realisee on eliminant une partie du flux de la fraction liquide, residu 20 non convertie, (UCO) contenant des produits dont le point d'ebullition est superieur a 380°C. Cette purge represente moms de 20%, de maniere preferee moms de 10% et de maniere tres preferee moms de 5% on poids de la charge hydrocarbonee entrant a l'etape a). Cette purge peut etre valorisee dans un FCC ou dans la fabrication de lubrifiants. Description des figures 25 La figure 1 decrit le schema general de mise en ceuvre de l'invention. La charge (1) est envoyee avec un appoint d'hydrogene (2), eventuellement complete par de l'hydrogene recycle (3), dans une premiere etape d'hydrotraitement a). L'effluent de la premiere &tape d'hydrotraitement a) alimente une premiere &tape d'hydrocraquage b) via la ligne (4) on mélange avec de l'hydrogene d'appoint (5) et/ou de l'hydrogene recycle (6). L'effluent (7) de la premiere etape 30 d'hydrocraquage b) est envoye vers une etape c) de separation permettant d'obtenir au moms une fraction contenant des distillats atmospheriques (8) et une fraction contenant du distillat sous vide (9). 20 La fraction contenant les composes hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C (9) est envoyee dans une deuxieme etape d'hydrocraquage d) en mélange avec de l'hydrogene d'appoint (11) et/ou de l'hydrogene recycle (12). Une partie de la fraction (9) contenant les composes hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C peut-titre purgee par la ligne (10) via les 5 etapes f) et g). Une fraction liquide non convertie comprenant les produits hydrocarbones ayant in point d'ebullition superieur a 380°C issue de l'etTe g) est recyclee (13) est egalement introduite en entrée de la deuxieme etape d'hydrocraquage d). L'effluent (14) de la deuxieme etape d'hydrocraquage d) est envoye vers une deuxieme etape de separation e) permettant d'obtenir au moins une fraction contenant des distillats atmospheriques (19) et une fraction contenant du distillat 10 sous vide (20). Une partie de la fraction (20) contenant du distillat sous vide peut-titre purgee par la ligne (21) via les etapes f) et g). Les fractions (8) et (19) contenant des distillats atmospheriques, eventuellement en mélange avec les fractions (10) et/ou (21) contenant des distillats sous vide, sont traitees dans une etape f) de separation permettant de recuperer au moins un gaz riche en hydrogene (22) destine a etre recycle aux etapes a), et/ou b) et/ou d), et une fraction (23) contenant des distillats 15 atmospheriques. La fraction (23) est ensuite envoyee dans une etape g) de fractionnement permettant d'obtenir au moins une fraction de type distillat atmospherique (24) et une fraction de type distillat sous vide (25). Une purge (26) de la fraction de type distillat sous vide est effectuee de maniere a eviter ('accumulation des HPNA dans le procede. Les fractions (20) et (25) contenant majoritairement des distillats sous vide, diminuees eventuellement des purges (21) et/ou (26), constituent la fraction 20 de distillat sous vide recyclee (13) qui est renvoyee vers la deuxieme etape d'hydrocraquage d). Le gaz riche en hydrogene (22) permet de recycler l'hydrogene vers les etape a) et/ou b) et/ou d) via les lignes (3), (6), (12). La figure 2 decrit une variante de mise en ceuvre de ('invention. Seules les differences principales par rapport a la figure 1 sont evoquees. Par rapport a la figure 1), l'etape e) de separation est mise en 25 ceuvre avec l'etape c) de separation dans une seule et meme etape representee comme l'etape c) sur la figure 2. Selon cette variante, ('effluent (14) de la deuxieme etape d'hydrocraquage d) est envoye en mélange avec ('effluent (7) de la premiere etape d'hydrocraquage b) vers une etape de separation c) permettant d'obtenir au moins une fraction contenant des distillats atmospheriques (8) et une fraction contenant du distillat sous vide (9). 30 La figure 3 decrit le schema de mise en ceuvre de ('invention dans le mode de realisation prefere dans lequel une fraction liquide hydrocarbonee de type gazole (15) est envoyee dans une etape d') d'hydrotraitement. Seules les differences principales par rapport a la figure 1 sont evoquees. Par rapport a la figure 1), ('effluent (14) de l'etape d) d'hydrocraquage est envoye dans une etape d') d'hydrotraitement en mélange avec ladite charge liquide hydrocarbonee de type gazole (15) et 35 eventuellement de l'hydrogene d'appoint (16) et/ou de l'hydrogene recycle (17). L'effluent (18) de l'etape d') d'hydrotraitement est envoyee vers l'etape e) de separation. 21 La figure 4 decrit une variante de mise en ceuvre de ('invention. Seules les differences principales par rapport a la figure 3 sont evoquees. Par rapport a la figure 3), l'etape e) de separation est mise en ceuvre avec l'etape c) de separation dans une seule et meme etape repr6sent6e comme l'etape c) sur la figure 4. Selon cette variante, ('effluent (18) de l'etape d') d'hydrotraitement est envoye en mélange 5 avec ('effluent (7) de la premiere etape d'hydrocraquage b) vers une etape de separation c) permettant d'obtenir au moins une fraction contenant des distillats atmospheriques (8) et une fraction contenant du distillat sous vide (9). Pour les figures 1, 2, 3 et 4 : - Une co-charge peut etre injectee directement en entrée des etapes a), b), d) ou d') via des 10 lignes non representees. Pour chaque flux de matiere (charge, co-charge, hydrogene d'appoint ou recycle, fraction contenant des distillats, fraction contenant des distillats atmospheriques) decrit comme arrivant en entrée d'une etape, it est entendu que ces flux peuvent egalement etre injectes en plusieurs points de l'etape, a ('image des gaz de trempe entre deux lits catalytiques par 15 exemple. De meme, un flux sortant d'une etape peut en pratique provenir de l'un des equipements necessaires a l'etape. Pour les figures 3 et 4, une partie de la fraction (24) de type distillat atmospherique peut etre recyclee de maniere optionnelle en entrée de l'etape d') d'hydrotraitement. 20 Les exemples illustrent l'invention sans en limiter la portee. Exemples : Exemple 1 : comparatif : procede HCK 2 etapes standards Cet exemple est un cas de base comparatif dans lequel le procede d'hydrocraquage de DSV > est compare a la presente invention. 25 Charge L'unite d'hydrocraquage traite une charge gazole sous vide (VGO) decrite dans le Tableau 1 : 22 Tableau 1 : Description de la charge Type VGO Debit t/h 191 Densite t/m3 0,92 PI TBP °C 300 PF TBP °C 552 S pd s°/0 2,18 N wtppm 1800 Conditions operatoires principales La charge VGO est injectee dans une etape de prechauffe puis dans un reacteur d'hydrotraitement dans les conditions suivantes enoncees dans le Tableau 2 : 5 Tableau 2 : Conditions operatoires du R1 Reacteur R1 Temperature °C MPa 385 Pression partielle H2 h-1 14 Catalyseur VVH NiMo sur alumine HR1058 1,67 Le catalyseur utilise est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialise par la societe Axens. L'effluent de ce reacteur est ensuite mélange a un flux d'hydrogene pour etre refroidi puis est injecte dans un second reacteur dit d'hydrocraquage R2 operant dans les conditions du Tableau 3 : 10 Tableau 3 : Conditions operatoires du R2 Reacteur R2 Temperature Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Metal sur zeolithe HYK753 3 Le catalyseur utilise est un catalyseur metal sur zeolithe de type HYK753 commercialise par la societe Axens. R1 et R2 constituent la premiere etape de l'hydrocraqueur, ('effluent de R2 est ensuite envoye dans une etape de separation compos6e d'un train de r6cup6ration de chaleur puis de separation a haute 15 pression incluant un compresseur de recycle et permettant de separer d'une part l'hydrogene, le 23 sulfure d'hydnogene et l'ammoniac et d'autre part l'effluent alimentant une colonnade strippage puis une colonne de fractionnement atmospherique afin de separer des flux concentre en H2S, naphta, kerosene, gazole a la specification souhaitee, et un flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecte dans une etape de prechauffe puis dans un reacteur d'hydrocraquage R3 constituant la 5 seconde etape d'hydrocraquage. Ce reacteur R3 est mis en oeuvre dans les conditions suivantes enoncees dans le Tableau 4 : Tableau 4 : Conditions operatoires du R3 Le catalyseur utilise est un catalyseur metal sur silice-alumine amorphe de type HDK766 commercialise par la societe Axens. 10 L'effluent de R3 est ensuite injecte dans l'etape de separation a haute pression en aval de la premiere etape d'hydrocraquage et recycle. Le debit massique a l'entree du reacteur R3 est egal au debit massique de la charge VGO, une purge correspondant a 2% massique du debit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. La coupe distillat produit dans [hydrocraqueur et recu enee de la colonne de fractionnement est 15 conforme aux specifications euro V, en particulier elle possede moins de 10ppm poids de soufre. Résultats obtenus Le rendement en distillats moyens de ce procede est de 77% massique (85% volumique), pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est su eriour a 380 °C. 20 Le volume de reacteur de R3 est 70 m3. Avec ces conditions : 1. le debit du recycle en sortie de fractionnement est de 100% par rapport a la charge fraiche. 2. Le debit massique d'effluent entrant au fractionnement est de 200 % par rapport a la charge Reacteur R3 Temperature °C Pnessinnpartielle H2 MPa Catalyseur VVH Taux de recycle 345 12,5 Metal sur silice-alumine amorphe HDK766 3 1 h-1 fraiche 24 3. Le debit de purge (i.e. UCO) est de 3,8 t/h. Exemple 2 : Selon ('invention Cet exemple est un sch6ma conforme a ('invention dans lequel les separations sont effectuees a chaud. 5 Charge Cet exemple traite une charge gazole sous vide (VGO) decrite dans le Tableau 1 : Conditions operatoires Les conditions operatoires sont rigoureusement les memes que precedemment (cf. Tableau 2, Tableau 3 et Tableau 4). 10 Cependant, ('effluent du R2 (6tape b) est envoye vers un separateur c) . 3 effluents sont obtenus : 1. La fraction contenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C (ou 380-) qui est envoyee vers un separateur f) puis vers un fractionnement g) 2. La fraction contenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C (ou 380+) qui est envoyee vers un reacteur d'hydrocraquage R3 (6tape d)) 15 L'effluent du R3 est envoye vers un second separateur (6tape e). 3 effluents sont obtenus : 1. La fraction 380- est envoyee vers un separateur gaz liquide (6tape f)) 2. La fraction 380+ est envoyee vers le reacteur d'hydrocraquage R3 (6tape d). Les conditions operatoires des separateurs sont presentes ci-dessous (cf. Tableau 5). Tableau 5 : Conditions operatoires des separateurs Temperature sep 1 375 °C Pression sep 1 13,5 MPa Temperature sep 2 345 °C Pression sep 2 12,5 MPa 20 A ces conditions, les valeurs de ppNH3 dissoutes dans le distillat sous vide (fraction 380+) sont (en rendement par rapport au debit entrant dans le ballon) : 1. Sortie ballon 1 : 75 ppm poids 2. Sortie ballon 2 : 70 ppm poids Resu Rats obtenus Avec ces conditions : 5 1. le debit du recycle en sortie de fractionnement g) (i.e. fraction 380+ en sortie du fractionnement) est de 12% par rapport a la charge fraiche (correspond a la mauvaise separation des etapes c) et e)). 2. Le debit massique d'effluent entrant au fractionnement est de 100 % par rapport a la charge fraiche 10 3. Le debit de purge est de 2.86 t/h. De maniere inattendue, la mise en oeuvre des separateurs a chaud des etapes c) et e) dans les conditions operatoires enoncees permet, par rapport aux procedes dedies de l'exemple 1 de : - Maximiser le rendement en distillats moyens sortie unite. En effet, la teneur en Azote equivalente (ppNH3) en entrée de R3 est de l'ordre de 70ppm. De maniere surprenante, ceci 15 a un effet benefique sur la selectivite du catalyseur qui passe de 75 a 80%. Ceci permet de gagner 2 points de rendements DM en sortie de R3. Le rendement en distillats moyens en sortie unite est de 79% massique (87,5% volumique), pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 380°C. - Minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) (car le recycle est toujours 20 effectue a chaud en presence d'hydrogene), ce qui se traduit par la limitation de la purge de la boucle de seconde etape d'hydrocraquage et donc d'augmenter la conversion du procede, - Maximiser la conversion car la masse de HPNA generee etant plus faible, le debit de purge est plus faible. - Avoir un debit plus faible en entrée de fractionnement et donc minimiser le coOt de cet 25 equipement (debit de 100% contre 200%) Exemple 3a : comparatif : procedes dedies Cet exemple est un cas de base comparatif dans lequel les procedes d'hydrocraquage de DSV ou VGO et d'hydrodesulfuration des gazoles (GO) sont mis en oeuvre dans deux procede separes d6di6s. 25 Charges L'unite d'hydrocraquage traite une charge gazole sous vide (DSV) et l'unite d'HDS de gazole traite une charge gazole (GO) decrite dans le tableau 6 : Type DSV GO Debit t/h 191 200 Densite t/m3 0,92 0,83 PI TBP °C 300 47 PF TBP °C 552 416 pd s% 2,18 0,68 N Wtppm 1800 210 Tableau 6 5 Conditions operatoires principales - 1-lvdrotraitement de Gazole La charge GO est injectee dans une etape de prechauffe puis dans un reacteur d'hydrotraitement dans les conditions suivantes enoncees dans le Tableau 7 : Tableau 7 10 Le catalyseur utilise est un catalyseur CoMo sur alumine de type HR1246 commercialise par la societe Axens. Le procede d'HDS de gazole est ensuite compose d'un train de recuperation de chaleur puis de separation a haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de separer d'une part l'hydrogene, les compose soufre et azote et d'autre part l'effluent desulfure alimentant une colonne de 15 strippage a la vapeur afin de separer le sulfure d'hydrogene et le naphta. L'effluent gazole final a les proprietes suivantes enoncees dans le Tableau 8 : Reacteur HDS GO Temperature °C Pression partielle H2 MPa Catalyseur VVH h-1 336 4 CoMo sur alumine HR1246 1,04 26 27 Tableau 8 - Hydrocraclueur deux etapes La charge VG{} est injectee dans une etape de prechauffe puis dans un reacteur d'hydrotraitement dans les conditions suivantes enoncees dans le tableau 9 : 5 Tableau 9 Le catalyseur utilise est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialise par la societe Axens. L'effluent de ce reacteur est ensuite mélange a un flux d'hydrogene pour etre refroidi puis est injecte dans un second reacteur dit d'hydrocraquage R2 operant dans les conditions du Tableau 10 : 10 Tableau 10 Le catalyseur utilise est un catalyseur metal sur zeolithe de type HYK743 commercialise par la societe Axens. R1 et R2 constituent la premiere etape de l'hydrocraqueur, l'effluent de R2 est ensuite envoye dans une etape de separation composee d'un train de recuperation de chaleur puis de separation a haute 15 pression incluant un compresseur de recycle et permettant de separer d'une part l'hydrogene, le sulfure d'hydrogene et l'ammoniac et d'autre part l'effluent alimentant une colonne de strippage puis une colonne Type GO Debit t/h 200 Densite t/m3 0,82 PI TBP °C 151 PF TBP °C 416 wtppm 10,00 N wtppm 2 Reacteur R1 Temperature °C Pression partielle H2 MPa Catalyseur VVH 385 14 NiMo sur alumine HR1058 1,67 h-1 Reacteur R2 Temperature Pression partielle H2 Catalyseur VVH 390 12,5 Metal sur zeolithe HYK743 3 °C MPa h-1 28 de fractionnement atmospherique afin de separer des flux concentre en H2S, naphta, kerosene, gazole a la specification souhaitee, et un flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecte dans une etape de prechauffe puis dans un reacteur d'hydrocraquage R3 constituant la seconde etape d'hydrocraquage. Ce reacteur R3 est mis en ceuvre dans les conditions suivantes enoncees 5 dans le Tableau 11 : Reacteur R3 Temperature °C 345 Pression partielle MPa 12,5 H2 h-1 Metal sur silice-alumine amorphe Catalyseur HDK766 VVH 3 Tableau 11 Le catalyseur utilise est un catalyseur metal sur silice-alumine amorphe de type HDK766 commercialise par la societe Axens. L'effluent de R3 est ensuite injecte dans l'etape de separation a haute pression en aval de la premiere 10 etape d'hydrocraquage et recycle. Le debit massique a ('entree du reacteur R3 est egal au debit massique de la charge VGO, une purge correspondant a 2% massique du debit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. La coupe distillat produit dans l'hydrocraqueur et recuperee de la colonne de fractionnement est conforme aux specifications euro V, en particulier elle possede moins de 10ppm poids de soufre. 15 Resultats obtenus Le rendement en distillat moyens de ce procede est de 85% volumique, pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 380°C. Exemple 3b : comparatif : co-traitement d'une charge DSV et d'une charge gazole dans un procede d'hydrocraquage deux etapes 20 Cet exemple est un cas de base comparatif dans lequel les reactions d'hydrocraquage de DSV ou VGO et d'hydrodesulfuration des gazoles (GO) sont mis en ceuvre dans un seul procede d'hydrocraquage deux etapes (co-traitement des deux charges) Charge L'unite d'hydrocraquage traite une charge distillat sous vide (VGO) en mélange avec une charge 25 gazole (GO) identiques a celles utilisees dans ('exemple 3a). Les caracteristiques des charges (VGO) et (GO) sont donnees dans le tableau 6. 29 Conditions operatoires principales Le melange des deux charges VGO et GO est inject6 dans une 6tape de prechauffe puis dans un reacteur d'hydrotraitement R1 operant dans des conditions identiques a celles utilisees dans le Tableau 2 de l'exemple 1. 5 L'effluent du reacteur R1 (a) est ensuite mélange a un flux d'hydrogene pour etre refroidi puis est injecte dans un second reacteur dit d'hydrocraquage R2 (b) operant dans des conditions identiques a celles mise en ceuvre dans [exemple 1) et decrites dans le tableau 3: R1 et R2 constituent la premiere etape de l'hydrocraqueur, l'effluent du reacteur R2 est ensuite envoye dans une 6tape de s6paration (f) compos6e d'un train de r6cup6ration de chaleur puis de 10 separation a haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de separer d'une part l'hydrogene, le sulfure d'hydrogene et l'ammoniac et d'autre part l'effluent alimentant une colonne de strippage puis une colonne de fractionnement atmospherique afin de separer des flux concentres en H2S, naphta, kerosene, gazole a la specification souhaitee, et un flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecte dans une etape de prechauffe puis dans un reacteur d'hydrocraquage R3 (d) 15 constituant la seconde etape d'hydrocraquage. Co reacteur R3 est mis en ceuvre dans les memes conditions que celles mises en ceuvre dans l'exemple la) et sont decrites dans le tableau 4. L'effluent du reacteur R3 (d) est ensuite injecte dans l'etape de separation a haute pression en aval de la premiere 6tape d'hydrocraquage et recyclee. Le debit massique a [entree du reacteur R3 est egal au debit massique de la charge VGO, une purge correspondant a 2% massique du debit de la charge 20 VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. Resultats obtenus La coupe distillat produit dans l'hydrocraqueur et recuperee dans la colonne de fractionnement est conforme aux specifications euro V, en particulier elle possede moins de 10ppm poids de soufre. Le rendement en distillats moyens de ce procede est de 80% volumique, pour une conversion globale 25 de 98% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 380°C. Le volume total de catalyseur necessaire pour ce schema est 110m3. Exemple 4 : SeIon l'invention Cet exemple est un schema conforme a [invention dans lequel l'hydrodesulfuration des gazoles a lieu en co-traitement avec l'effluent de seconde etape d'hydrocraquage (donc avec de l'UCO 30 hydrocraque). Co schema se compose donc d'un unique hydrocraqueur deux etapes (il n'y a pas de procede dedie a l'hydrodesulfuration du gazole). 30 Charges Les charges sont similaires a l'exemple 3a et sont decrites dans le Tableau 6. Conditions operatoires La premiere etape du procede (a) et b)) est exactement la meme que la premiere etape selon 5 l'exemple 3a. R1 et R2 operent sur la meme charge VGO ou DSV pure decrite dans le tableau 6Tableau . L'effluent du reacteur R2 (b) est ensuite envoye dans une etape c) de separation composee d'un train de recuperation de chaleur puis de separation a haute pression et permettant de separer d'une part la fraction 380- et d'autre part la fraction 380+. Le flux lourd 380+ est injecte dans un reacteur 10 d'hydrocraquage R3 (d) constituant la seconde etape d'hydrocraquage. Ce reacteur est opere dans les conditions similaires aux cas precedents (cf.tableau 11). Le catalyseur utilise est un catalyseur metal sur silice-alumine amorphe de type HDK766 commercialise par la societe Axens. L'effluent du reacteur R3 est ensuite mélange a une charge GO identique a celle de l'exemple 3a (cf. 15 charge GO d6crite dans tableau 6Tableau ). Cette charge GO a 6t6 prealablement pr6chauff6e par un moyen connu de l'homme du métier, par integration thermique avec un autre flux du procede. Le mélange constitue de ('effluent du reacteur R3 (d) et de la charge GO est ensuite injecte dans un reacteur d'hydrotraitement R4 (etape d') dont la cible est la desulfuration de la charge GO. Les conditions operatoires de ce reacteur sont les suivantes enoncees au Tableau 12 : Reacteur R4 Temperature Pression partielle °C MPa 385 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH NiMo sur alumine HR1058 5,4 20 Tableau 12 Le catalyseur utilise est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialise par la societe Axens. L'effluent du reacteur R4 (d') est ensuite injecte dans une seconde etape de separation (etape e). La fraction 380- est envoyee vers une fraction de separation gaz/liquide (f). La fraction liquide est 25 envoyee vers une colonne atmospherique (g). La fraction 380+ issue de (e) est envoyee vers le reacteur de cracking R3 (etape d). Une purge de 1,5% est prelevee pour etre envoyee vers la colonne atmospherique g). Le fractionnement (g) permet de separer les distillats atmospheriques 31 correspondant a des coupes d'interet (essence, kerosene, gazole) et une fraction lourde (distillat sous vide) qui est envoyee vers le reacteur R3 (d) avec une purge de 1,5%. Les conditions operatoires des separateurs sont presentes ci-dessous (cf. Tableau 13). Tableau 13 : Conditions operatoires des separateurs Temperature sep 1 375 °C Pression sep 1 13,5 MPa Temperature sep 2 345 °C Pression sep 2 12.5 MPa 5 A ces conditions, les valeurs de ppNH3 dissouts dans le distillat sous vide sont (en rendement par rapport au debit entrant dans le ballon) : - Sortie ballon 1 : 75 ppm - Sortie ballon 2 : 70 ppm A ces conditions, les valeurs de ppH2S dissouts dans le distillat sous vide sont (en rendement par 10 rapport au debit entrant dans le ballon) : 1. Sortie ballon 1 : 1000 ppm 2. Sortie ballon 2 : 1000 ppm Avec ces conditions : - le debit du recycle en sortie de fractionnement (i.e. fraction 380+ en sortie du fractionnement) 15 est de 12% par rapport a la charge fraiche (correspond a la mauvaise separation des etapes c) et e)). - Le debit massique d'effluent entrant au fractionnement est de 100 % par rapport a la charge fraiche La coupe distillat produite recuperee de la colonne de fractionnement est conforme aux specifications 20 euro V, en particulier elle possede moins de 10ppm poids de soufre. Le rendement en distillat moyens de ce procede est de 87,5% volumique, pour une conversion globale de 99.2% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 380°C. 32 De maniere inattendue, la mise en ceuvre du reacteur R4 de l'etape d') dans les conditions operatoires enoncees permet, par rapport aux procedes dedies de l'exemple 3a) de : - Maximiser le rendement en distillats moyens sortie unite. En effet, la teneur en Azote equivalente (ppNH3) en entrée de R3 est de l'ordre de 70ppm. De maniere surprenante, ceci 5 a un effet benefique sur la selectivite du catalyseur qui passe de 75 a 80%. Ceci permet de gagner 2 points de rendements DM en sortie de R3. Le rendement en distillats moyens en sortie unite est de 79% massique (87.5% volumique), pour une conversion globale de 99.2 % massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 380°C. - Minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) (car le recycle est toujours 10 effectue a chaud en presence d'hydrogene), ce qui se traduit par la limitation de la purge de la boucle de seconde etape d'hydrocraquage et donc d'augmenter la conversion du procede, - et par rapport au co-traitement d'une charge DSV et d'une charge gazole dans un procede d'hydrocraquage deux etapes : - de limiter le craquage de la charge de type gazole dans l'etape d'hydrotraitement ce 15 qui se traduit par ('augmentation du rendement en distillats moyens, - en plus de desulfurer la charge de type gazole, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA), ce qui se traduit par la limitation de la purge de la boucle de seconde etape d'hydrocraquage et donc d'augmenter la conversion du procede, REVENDICATIONS1. Procede d'hydrocraquage de charges hydrocarbonees contenant au moins 10% poids de composes bouillant au-dessus de 340°C, ledit procede comprenant au moins les etapes suivantes : a) L'hydrotraitement desdites charges operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L, b) Un premier hydrocraquage desdites charges operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un premier catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L, c) La separation gaz/liquide d'au moins l'effluent issu de l'etape b) pour produire au moins un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C et au moins un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point debullition superieur a 380°C, ladite etape c) etant mise en ceuvre dans un equipement haute temperature haute pression operant sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa et a une temperature comprise entre 200 et 450°C, d) Un deuxieme hydrocraquage d'au moins une partie dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point debullition superieur a 380°C issus de l'etape c), en mélange avec au moins une partie dudit effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issus de l'etape e), dans le cas ou ladite etape e) est mise on muvre dans une etape distincte de ladite etape c) et une partie de ladite fraction liquide non convertie comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C issue de l'etape g) de fractionnement, ladite etape d) operant, en presence d'hydrogene et d'un deuxieme catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 1-11 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L, 34 5 e) La separation gaz/liquide d'au moms l'effluent issu de l'etape d) pour produire au moms un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C et au moms un effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C, ladite etape e) etant mise on oeuvre dans un equipement haute temperature haute pression operant sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa et a une temperature comprise entre 200 et 450°C, ladite etape e) etant mise en oeuvre dans une seule et meme etape que l'etape c) ou dans une etape distincte, f) La separation gaz/liquide d'au moms [effluent comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape c) en mélange avec l'effluent comprenant 10 des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issu de l'etape e), dans le cas ou ladite etape e) est mise en ceuvre dans une etape distincte de ladite etape c) pour produire au moins un effluent gazeux comprenant au moms de rhydrogene et au moms un effluent comprenant les produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C, ladite etape f) etant mise en ceuvre dans au moms un equipement basse pression 15 basse temperature operant a une pression comprise entre 0,5 et 5 MPa et a une temperature comprise entre 30 et 100°C, g) Le fractionnement d'au moms une partie dudit effluent comprenant les produits hydrocarbones convertis ayant un point d'ebullition inferieur a 380°C issus de l'etape f) pour produire au moms un effluent comprenant les produits hydrocarbones convertis ayant des 20 points d'ebullition inferieurs a 380°C et une fraction liquide non convertie comprenant des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieurs a 380°C. 2. Procede selon la revendication 1 dans lequel lesdites charges hydrocarbonees sont choisies parmi les distillats sous vide (DSV) issus de la distillation directe du brut ou issus des procedes dhydrotraitement, d'hydroconversion ou dhydrocraquage de residus atmospheriques ou sous 25 vide operant on lit fixe, lit mobile, lit bouillonnant ou lit entraine et les charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges precedemment citees. 3. Procede selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel le catalyseur d'hydrotraitement utilise dans l'etape a) contient au moms un support amorphe choisi parmi l'alumine et la silice alumine et au moms un element hydro-deshydrogenant choisi parmi au moms un element des groupes 30 VIB et VIII non noble. 4. Procede selon l'une des revendications 1 a 3 dans lequel l'etape b) d'hydrocraquage opere a une temperature comprise entre 320 et 440°C, sous une pression comprise entre 10 et 18 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1, et a une quantite clhydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure est compris entre 500 et 1500 L/L. 5. Procede selon l'une des revendications 1 a 4 dans lequel ledit equipement haute pression haute temperature de ladite etape c) opere sous une pression comprise entre 10 et 18 MPa , et a une temperature comprise entre 250 et 350°C. 6. Procede selon l'une des revendications 1 a 5 dans lequel au moms une partie de l'effluent 5 comprenant des produits hydrocarbones ayant un point debullition superieur a 380°C issu de l'etape c) est recyclee on amont de retape b) d'hydrocraquage et/ou de l'etape a) d'hydrotraitement. 7. Procede selon l'une des revendications 1 a 6 dans lequel l'etape d) d'hydrocraquage opere a une temperature comprise entre 320 et 440°C, sous une pression comprise entre 10 et 18 MPa, a 10 une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 3 h-1, et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure est compris entre 500 et 1500 L/L. 8. Procede selon rune des revendications 1 a 7 dans lequel une etape d'hydrotraitement d'au moins une partie de l'effluent issu de l'etape d) d'hydrocraquage est mise en ceuvre on aval de ladite etape d) d'hydrocraquage, on mélange avec une charge liquide hydrocarbonee contenant au 15 moms 50% poids de composes bouillant en dessous de 380°C, ladite etape d') operant en presence d'hydrogene et d'au moms un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 8 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle quo le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 300 et 2000 L/L. 20 9. Procede selon rune des revendications 1 a 8 dans lequel la charge liquide hydrocarbonee utilisee dans l'etape d') est choisies parmi les distillats atmospheriques issus de la distillation atmospherique du brut ou des procedes de craquage catalytique, de cokefaction ou d'hydrocraquage de residus. 10. Procede selon rune des revendications 1 a 9 dans lequel dans le cas ou ladite etape e) est mise 25 on oeuvre dans une seule et meme etape que l'etape c), au moms une partie dudit effluent issu de l'etape d) d'hydrocraquage et eventuellement de retape d') est recycle dans ladite etape c) de separation. 11. Procede selon l'une des revendications 1 a 9 dans lequel dans le cas ladite etape e) est mise on oeuvre dans une etape distincte de l'etape c), au moins une partie dudit effluent comprenant 30 des produits hydrocarbones ayant un point d'ebullition superieur a 380°C issu de retape e) est recycle dans ladite etape d) d'hydrocraquage. 12. Procede selon l'une des revendications 1 a 11 dans lequel requipement basse pression basse temperature de ladite etape f) opere a une temperature comprise entre 30 et 60°C. 36 13. Procede selon la revendication 12 dans lequel ladite etape g) de fractionnement comprend une premiere etape de separation comprenant un moyen de separation choisi parmi un ballon separateur et une colonne de strippage a la vapeur, l'effluent hydrocarbone, issu de cette premiere s6paration subit une distillation atmospherique de maniere a realiser une separation 5 entre les produits hydrocarbones ayant des points d'ebullition inferieurs a 38000 et une fraction liquide non convertie.