FR 3076297 A1 20190705 FR 1850029 A 20180104 Art anterieur Hydrocracluage de DSV L'hydrocraquage de coupes petrolieres lourdes est un procede cI6 du raffinage qui permet de produire, a partir de charges lourdes excedentaires et peu valorisables, les fractions plus legeres telles que essences, carbur6acteurs et gazoles legers que recherche le raffineur pour adapter sa production a la demande.. Un des effluents particulierement cible par le procede d'hydrocraquage est le heavy naphta (fraction tits riche en naphtene et depourvue de Soufre) qui est utilise comme base pour la petrochimie.. 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-meme. 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 Heavy Naphta. 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 de separation haute pression. Ce reacteur et le recycle associ6 constitue une seconde etape d'hydrocraquage. Ce reacteur 6tant situ6 en aval de la section de fractionnement, tl opere avec tits peu de soufre (H2S) et tits peu d'azote (ppNH3), ce qui permet d'utiliser eventuellement des catalyseurs moans sensibles a la presence de soufre en augmentant la selectivite du procede (catalyseurs a base de metal noble). 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 une fractionnement (distillation), qui a pour objectif de separer les produits de conversion de la fraction non convertie. Dans la deuxieme 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'8tre plus selectif en heavy naphta qu'un proc6d6 en une etape a taux de conversion global equivalent. En effet, la separation intermediaire des produits de conversion evite leur "sur-craquage" en light naphta et gaz dans la deuxieme etape sur le catalyseur d'hydrocraquage. Par ailleurs, it est a noter que la fraction non convertie de la charge traitee dans la deuxieme etape 1 2 contient en general de tits faibles teneurs en NH3 ainsi qu'en composes azotes organiques, en general moins de 20 ppm poids voir moins de 10 ppm poids. Hydrocracluade de gazole Le procede d'hydrocraquage peut aussi etre utilise avec des charges de type Naphta, Kerosene ou 5 Gazole qui sont directement convertie en heavy naphta. Le principe est le meme que pour une charge DSV : enchainement d'une premiere etape composee d'un hydrotraitement suivie d'un hydrocraquage. La fraction non convertie UCO est recyclee vers une seconde etape d'hydrocraquage. L'invention consiste a proposer un nouveau procede d'hydrocraquage deux etapes permettant de 10 traiter a la fois des charges de type DSV et de type gazole en utilisant au moins une partie du reacteur de la seconde etape d'hydrocraquage pour hydrotraiter la charge gazole en mélange avec la fraction non convertie ou UCO. Les travaux de recherche du demandeur font conduit a decouvrir que le co-traitement du mélange constitue par ('effluent de la seconde etape d'un procede d'hydrocraquage deux etapes traitant une 15 charge de type DSV, avec une charge de type gazole, dans une etape d'hydrotraitement permet, par rapport au co-traitement d'une charge de type DSV et d'une charge de type gazole, directement en mélange dans un proc6d6 d'hydrocraquage deux etapes, de : - maximiser le rendement en coupe dite heavy naphta car la partie legere de la coupe gazole est hydrotraitee dans l'etape g) et non sur-craquee, 20 - pouvoir traiter une grande partie de la charge hydrocarbonee de type gazole dans la deuxieme etape d'hydrocraquage f) par le recyclage de l'UCO en amont de ladite deuxieme etape d'hydrocraquage f), et donc en absence de ppH2S et ppNH3 ce qui permet de diminuer le volume de catalyseur necessaire dans la deuxieme etape et de favoriser la selectivite en heavy naphta. 25 - limiter la concentration en azote et en soufre dans l'etape d'hydrotraitement g) de la charge de type gazole en mélange avec l'effluent de la seconde etape d'hydrocraquage, ce qui optimise ladite etape, - et en plus d'hydrotraiter la charge de type gazole, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA), ce qui permet de limiter la purge de la bouche de seconde etape 30 d'hydrocraquage et donc d'augmenter la conversion du procede. Le proc6d6 selon ('invention permet egalement par rapport aux proc6d6s d6di6s d'hydrocraquage deux etape de DSV et d'hydrocraquage des gazoles fonctionnant separement, de : 3 - maximiser le rendement en coupe heavy naphta car la partie legere de la coupe gazole est hydrotrait6e dans l'etape g) et non sur-craquee - reduire l'investissement initial et la consommation de catalyseur notamment dans les etapes a) d'hydrotraitement et b) d'hydrocraquage. 5 Dans toute la suite du texte on entend par coupe > selon la terminologie anglo- saxonne, la coupe essence lourde issue de la distillation atmospherique en sortie de l'hydrocraqueur. Ladite coupe comprend avantageusement des composes hydrocarbones bouillant a une temperature d'ebullition comprise entre 80 et 200°C et de preference entre 80 et 180°C. On entend par coupe > selon la terminologie anglo-saxonne, la coupe essence issu de 10 la distillation atmospherique en sortie de l'hydrocraqueur. Ladite coupe comprend avantageusement des composes hydrocarbones bouillant a une temperature d'ebullition comprise entre 30 et 80°C. Résumé de ('invention La pr6sente invention concerne un proc6d6 d'hydrocraquage de charges hydrocarbonees contenant des mélanges de DSV contenant 1) au moins 20% volume et de preference au moins 80% volume de 15 composes bouillant au-dessus de 340°C ; ledit procede comprenant au moins les etapes suivantes a) L'hydrotraitement de ladite charge operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 11-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre 20 d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L, b) L'hydrocraquage de ('effluent issu de l'etape a) operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre 25 d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L, c) La separation gaz/liquide de ('effluent issu de l'etape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene, d) L'envoi de ('effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene dans une etape de compression avant son recycle dans au moins l'etape a) d'hydrotraitement et l'etape b) 30 d'hydrocraquage, 4 e) Le fractionnement de ('effluent liquide en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbones convertis ayant des points d'ebullition inferieurs a 180°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d'ebullition superieurs a 180°C, f) L'hydrocraquage de ladite fraction liquide non convertie issue de l'etape e) operant, en 5 presence d'hydrogene et d'un catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L, g) L'hydrotraitement de ('effluent issu de l'etape f) en mélange avec une charge liquide 10 hydrocarbonee comprenant au moins 60% poids de composes bouillants a une temperature d'ebullition comprise entre 120 et 400°C, ladite etape g) d'hydrotraitement operant en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 300 et 430°C, sous une pression comprise entre 2 et 20 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 8 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le 15 rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. Un avantage de la pr6sente invention est de fournir un proc6d6 integrant un proc6d6 d'hydrocraquage deux etapes d'une charge DSV avec un procede d'hydrocraquage deux etapes d'une charge de type Gazole, ceci permettant a la fois de maximiser le rendement global dudit procede integre en coupe dite > et de reduire l'investissement initial et la consommation de catalyseur dans la 20 deuxierne etape f) d'hydrocraquage. Un autre avantage de la presente invention est de maximiser le rendement en coupe dite > car la fraction 80-200 °C de la coupe gazole est hydrogenee et non sur-craquee en light naphta et en gaz. Un autre avantage de la presente invention est de fournir un procede permettant par la mise en ceuvre 25 d'un co-traitement de ('effluent issu de l'etape d'hydrocraquage f) en melange avec une charge liquide hydrocarbonee de type gazole dans une etape g) d'hydrotraitement, en aval de l'etape d'hydrocraquage f), qui permet en plus d'hydrotraiter la charge liquide hydrocarbonee de type gazole, de convertir la partie non convertie de ('effluent issu de l'etape d'hydrocraquage f), ce qui permet de reduire la quantite de catalyseur utilisee dans ladite etape f) d'hydrocraquage, a iso conversion par 30 passe de l'etape constitu6e de la combinaison de la deuxierne etape d'hydrocraquage f) et de l'etape g) d'hydrotraitement, Un autre avantage de la presente invention est de fournir un procede permettant par la mise en ceuvre dudit co-traitement, en plus d'hydrotraiter la charge liquide hydrocarbonee de type gazole, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA). En effet, les HPNA se forme 5 progressivement lors de leur recycle dans de la seconde etape d'hydrocraquage. La mise en oeuvre de l'etape g) d'hydrotraitement en aval de l'etape f) d'hydrocraquage permet de limiter la croissance des HPNA en hydrogenant les precurseurs desdits HPNA, c'est-a-dire des HPNA de faible poids moleculaire. 5 Un autre avantage de la pr6sente invention est de fournir un proc6d6 qui par ('integration de deux procedes permet la reduction des couts operatoires et la reduction de la consommation de catalyseur dans la premiere etape d'hydrocraquage. Description detainee de ('invention Conformement a ('invention, le procede comprend une etape a) d'hydrotraitement desdites charges de 10 type DSV operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 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 100 et 2000 L/L. Les conditions operatoires telles que temperature, pression, taux de recyclage d'hydrogene, vitesse 15 spatiale horaire, pourront etre tres variables en fonction de la nature de la charge, de la qualite des produits desires et des installations dont dispose le raffineur. De preference, l'etape a) d'hydrotraitement selon ('invention opere a une temperature comprise entre 320 et 450°C, de maniere tres preferee entre 330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de maniere tres preferee entre 6 et 20 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 20 et 5 h-1, de maniere tres preferee entre 0,3 et 5 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L. L'effluent de l'etape a) est envoye vers une etape b) d'hydrocraquage selon ('invention qui opere a une temperature comprise entre 320 et 450°C, de maniere tres preferee entre 330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de maniere tres preferee entre 6 et 20 MPa, a une vitesse 25 spatiale comprise entre 0,2 et 6 h-1, de maniere tres preferee entre 0,3 et 5 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L. Ces conditions operatoires utilisees dans l'etape a) du proc6d6 selon ('invention permettent generalement d'atteindre des niveaux d'azote de ('effluent compris entre 0 et 500ppm et 30 preferentiellement entre 5 et 300ppm. Ces conditions operatoires utilisees dans les etapes a) et b) du procede selon l'invention permettent d'obtenir des conversions par passe, en produits ayant des points d'ebullition inferieurs a 150°C, et 6 mieux inferieurs a 180°C, superieures a 15%poids et de maniere encore plus preferee comprises entre 20 et 95%poids. Conformement a l'invention, les charges hydrocarbonees traitees dans le procede selon ('invention et envoyees dans l'etape a) sont choisies parmi les charges hydrocarbonees contenant au moins 20% 5 volume et de preference au moins 80% volume de composes bouillant au-dessus de 340°C et de preference entre 370 et 580 °C (c'est-a-dire correspondant a des composes contenant au moins 15 a 20 atomes de carbone). Lesdites charges hydrocarbonees peuvent avantageusement etre choisies parmi les VGO (Vacuum gas oil) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillats sous vide (DSV) tels que par exemple les 10 gasoil issus de la distillation directe du brut ou d'unites de conversion telles que le FCC, le coker ou la viscoreduction ainsi que des charges provenant d'unites d'extraction d'aromatiques des bases d'huile lubrifiante ou issues du deparaffinage au solvant des bases d'huile lubrifiante, ou encore des distillats provenant de desulfuration ou d'hydroconversion de RAT (residus atmospheriques) et/ou de RSV (residus sous vide), ou encore la charge peut avantageusement etre une huile desasphaltee, ou des 15 charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges pr6c6demment cit6es. La liste ci- dessus nest pas limitative. En general, lesdites charges ont un point d'ebullition initial superieur a 340°C, et de preference superieur a 370°C. Lesdites charges hydrocarbonees peuvent contenir des heteroatomes tels que le soufre et l'azote. La teneur en azote est usuellement comprise entre 1 et 8000 ppm poids, plus generalement entre 200 20 et 5000 ppm poids, et la teneur en soufre entre 0,01 et 6% poids, plus generalement entre 0,2 et 5% et de maniere encore plus preferee entre 0,5 et 4 % poids. Ladite charge trait6e dans le proc6d6 selon ('invention et envoyee dans l'etape a) peut eventuellement contenir des metaux. La teneur cumulee en nickel et vanadium des charges traitees dans les procedes selon l'invention est de preference inferieure a 1 ppm poids. 25 La teneur en asphaltenes 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. Dans le cas ou la charge contient 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. 30 Conformement a ('invention, l'etape a) d'hydrotraitement opere 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. 7 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 classiques d'hydrocraquage connus de l'Homme du metier. Les catalyseurs d'hydrocraquage utilises dans les procedes d'hydrocraquage sont tous du type 5 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 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 10 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. 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 15 groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdene et le tungstene, seul ou en mélange et de preference parmi le molybdene et le tungstene. 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. 20 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 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 25 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 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 choisies parmi les zeolithes Y et de 30 preference choisi parmi la silice alumine et les zeolithes. Un catalyseur prefere comprend et est de preference constitue au moins un metal du groupe VI et/ou au moins un metal du groupe VIII non noble, et une zeolithe Y et un liant alumine. 8 Un catalyseur encore plus prefere comprend et est de preference constitue du nickel, du molybdene, une zeolithe Y et de l'alumine. Un autre catalyseur prefere comprend et est de preference constitue de nickel, de tungstene et de ('alumine ou de la silice alumine. 5 Dans l'etape b) du procede selon ('invention, la conversion, durant la premiere etape, en produits ayant des points d'ebullition inferieurs a 340°C, et mieux inferieurs 370°C, est superieure a 20% et de preference superieure a 30% et de maniere encore plus preferee comprise entre 30 et 80% et de preference entre 40 et 60%. Les charges hydrocarbon6es trait6es dans le proc6d6 selon ('invention sont envoyees dans l'etape a) 10 d'hydrotraitement avant d'être envoyees dans l'etape b) d'hydrocraquage dudit procede. Dans cette etape a), lesdites charges sont avantageusement desulfurees et desazotees. De preference, ladite etape d'hydrotraitement est avantageusement mise en oeuvre dans les conditions classiques d'hydroraffinage et en particulier en presence d'hydrogene et d'un catalyseur d'hydrotraitement et a une temperature comprise entre 200 et 430°C, sous une pression comprise 15 entre 2 et 20 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 100 et 2000 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 20 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. Des catalyseurs preferes sont choisis parmi les catalyseurs NiMo sur alumine et NiMo ou NiW sur silice alumine. 25 L'effluent issue de l'etape d'hydrotraitement et entrant dans l'etape b) d'hydrocraquage comprend une teneur en azote de pr6f6rence inf6rieure a 500 ppm poids et de pr6f6rence inf6rieure a 30 ppm poids. L'etape d'hydrotraitement a) et l'etape d'hydrocraquage b) peuvent avantageusement etre realisees dans un meme reacteur ou dans des r6acteurs differents. Dans le cas ou elles sont realisees dans un meme reacteur, le reacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques 30 comprenant le ou les catalyseurs d'hydrotraitement et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d'hydrocraquage. 9 Conformement a ('invention, le procede comprend une &tape c) de separation gaz/liquide de ('effluent issu de l'etape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene. De preference, l'etape c) de separation gaz/liquide est mise en oeuvre dans un separateur haute 5 temperature haute pression operant a une temperature comprise entre 50 et 450°C, preferentiellement entre 100 et 400°C, encore plus preferentiellement entre 200 et 300°C, et une pression correspondant a Ia pression de sortie de b) diminuee des pertes de charges. Conformement a ('invention, le procede comprend une etape d) d'envoi de l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene dans une etape de compression avant son recycle dans au 10 moins l'etape a) d'hydrotraitement et b) d'hydrocraquage. Cette etape est necessaire pour permettre le recycle du gaz en amont c'est-à-dire dans les etapes a) d'hydrotraitement et b) d'hydrocraquage, done a pression plus elevee. L'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene peut avantageusement etre mélange avec de l'hydrogene d'appoint avant ou apres son introduction dans ('etape d) de compression, de preference 15 via un compresseur d'hydrogene d'appoint ou de make up selon Ia terminologie anglo-saxonne. Selon une variante, une partie de ('effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene comprime peut egalement avantageusement etre envoye dans les &tapes f) d'hydrocraquage et/ou g) d'hydrotraitement. Conformement a ('invention, le procede comprend une etape e) de fractionnement de ('effluent liquide 20 issu de l'etape b) en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbones convertis ayant des points d'ebullition inferieurs a 180°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d'ebullition superieurs a 180°C, egalement appelee UCO ou « unconverted oil » selon la terminologie anglo saxonne. De preference, ladite etape e) de fractionnement comprend une premiere etape de separation 25 comprenant un moyen de separation tel que par exemple un ballon separateur ou d'une colonne de strippage a Ia vapeur operant de preference a une pression comprise entre 0,5 et 2 MPa, qui a pour but de realiser une separation l'hydrogene sulfure (H2S) d'au moins un effluent hydrocarbone produits durant les &apes a) d'hydrotraitement et b) d'hydrocraquage. L'effluent hydrocarbone, issu de cette premiere separation peut avantageusement subir une distillation atmospherique, et dans certains cas 30 ('association d'une distillation atmospherique et d'une distillation sous vide. La distillation a pour but de realiser une separation entre les produits hydrocarbones convertis, c'est a dire generalement ayant des points d'ebullition inferieurs a 180°C et une fraction liquide (residu) non convertie (UCO). Selon une autre variante, l'etape de fractionnernent West constituee que d'une colonne de distillation atmospherique. Les produits hydrocarbones convertis ayant des points d'ebullition inferieurs a 180°C sont avantageusement distilles a pression atmospherique pour obtenir plusieurs fractions converties a point d'ebullition d'au plus 180°C, et de preference une fraction gaz legers C1-04 au moins une 5 fraction light naphta et au moins une fraction heavy naphta. La fraction liquide, residu non convertie, (UCO) contenant des produits dont le point d'ebullition est superieur a 180°C et issue de la distillation est au moins en partie et de preference en totalite introduite dans la deuxieme etape d'hydrocraquage f) du proc6d6 selon l'invention. Une purge peut avantageusement etre realisee sur la fraction liquide residu afin d'eviter 10 ('accumulation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) presents dans la boucle de recycle des coupes lourdes. En effet, les HPNA se forme progressivement lors de leur recycle dans la seconde etape d'hydrocraquage et le recycle de ces composants aromatiques lourds dans la boucle de la seconde etape d'hydrocraquage f) a pour consequence d'augmenter leur poids moleculaires. La presence des HPNA dans ladite boucle de recycle entraine a terme une perte de charge importante. 15 Une purge est donc n6cessaire afin de limiter ('accumulation de ces produits HPNA. Conformement a ('invention, le procede comprend une etape f) d'hydrocraquage de ladite fraction liquide non convertie issue de l'etape e), eventuellement purgee, operant en presence d'hydrogene et d'un catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et a une quantite 20 d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. De preference, l'etape f) d'hydrocraquage selon ('invention opere a une temperature comprise entre 300 et 450°C, de maniere tres preferee entre 320 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de maniere tres preferee entre 9 et 20 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 25 et 5 h-1, et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure est compris entre 100 et 2000 L/L. Ces conditions operatoires utilisees dans l'etape f) du procede selon ('invention permettent generalement d'atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d'ebullition inferieurs a 150°C, de preference inferieurs a 180°C et de maniere preferee inferieurs a 200°C, 30 superieures a 15%poids et de maniere encore plus preferee comprises entre 20 et 80%poids. Neanmoins, la conversion par passe dans l'etape f) est maintenue faible afin de maximiser la selectivite du procede en produit ayant des points d'ebullitions compris entre 80 et 180 °C (heavy naphta). La conversion par passe est limitee par ('utilisation d'un taux de recycle eleve sur la boucle de deuxieme etape d'hydrocraquage. Ce taux est defini comme le ratio entre le debit d'alimentation de 10 11 l'etape e) et le debit 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. Conformement a ('invention, l'etape f) d'hydrocraquage opere en presence d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage. De preference, le catalyseur d'hydrocraquage de deuxieme etape est choisi parmi 5 les catalyseurs classiques d'hydrocraquage connus de l'Homme du metier. Le catalyseur d'hydrocraquage utilise dans ladite etape f) peut etre identique ou different de celui utilise dans l'etape b) et de preference different. 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 10 apportee par des supports de grandes surfaces (150 a 800 m2.g-1 generalement) presentant une 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 15 classification periodique et au moins un metal du groupe VIII. De preference, le ou les catalyseurs d'hydrocraquage utilise dans l'etape f) 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 20 de pr6f6rence parmi le molybdene et le tungstene. 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 noble du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d'hydrocraquage est 25 avantageusement comprise entre 0,05 et 2% poids et de preference entre 0.1 et 1% poids et de maniere tres preferee entre 0,2 et 0,5 %, 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 30 pourcentages etant exprim6s en pourcentage poids d'oxydes. Le ou les catalyseurs utilises dans l'etape f) peuvent egalement eventuellement comprendre au moins un element promoteur depose 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 12 eventuellement au moins un element du groupe VIIB (manganese prefer6), eventuellement au moins un element du groupe VB (niobium prefer6). De preference, le ou les catalyseurs d'hydrocraquage utilises dans l'etape f) comprennent une fonction acide choisie parmi l'alumine, la silice alumine et les zeolithes, de preference choisies parmi 5 les zeolithes Y et de preference choisi parmi la silice alumine et les zeolithes. Un catalyseur prefere utilise dans l'etape f) comprend et de preference constitue au moins un metal noble du groupe VIII, une zeolithe Y et de l'alumine. Conformement a ('invention, le procede comprend une etape g) d'hydrotraitement de ('effluent issu de l'etape f) en mélange avec une charge liquide hydrocarbonee comprenant au moins 60% poids de 10 composes bouillants a une temperature d'ebullition comprise entre 120 et 400°C, de preference entre 150 et 380°C et de maniere preferee comprise entre 200 et 380°C. De preference, ladite charge liquide hydrocarbonee traitee dans l'etape g) en mélange avec ('effluent issu de l'etape f) 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 15 preference choisies parmi le gazole straight run, le Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillat sous vide legers, et les charges liquides hydrocarbonees 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 20 de craquage catalytique (Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglo-saxonne), de preference les LCO (light cycle oil) ou gazoles legers issus dune unite de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse (esterification par exemple), et aux charges naphthas craquees (ex-Hoil ou ex-coker) lesdites charges peuvent etre prises seules ou en mélange. Le traitement de ('effluent issu de l'etape f) en mélange avec ladite charge liquide hydrocarbonee dans 25 une etape g) d'hydrotraitement, en aval de l'etape d'hydrocraquage f), permet en plus d'hydrotraiter ladite charge liquide hydrocarbonee pour la craquer dans l'etape f), 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 e) et donc d'augmenter la conversion globale du procede. Le taux de purge, correspondant au ratio entre le debit 30 massique du flux de purge et le d6bit massique de la charge hydrocarbon6e entrant dans le proc6d6 selon l'invention est avantageusement compris entre 0 et 2%. Conformement a ('invention, ladite etape g) opere en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 200 et 390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et a une quantite 13 d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. Des catalyseurs d'hydrotraitement classiques peuvent avantageusement etre utilises dans ladite etape g), de preference qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un element hydro- 5 deshydrogenant choisi parmi au moins un element des groupes VIB et VIII non noble, et de pr6f6rence 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. Des catalyseurs preferes sont choisis parmi les catalyseurs NiMo ou CoMo sur alumine et NiMo ou NiW sur silice alumine. 10 De maniere surprenante, l'etape d'hydrotraitement g) permet egalement la conversion de la partie non convertie de ('effluent issu de l'etape d'hydrocraquage f), ce qui permet de reduire la quantite de catalyseur utilisee dans l'etape f) d'hydrocraquage a iso conversion par passe de l'etape constituee par la combinaison de l'etape f) d'hydrocraquage et de l'etape g) d'hydrotraitement Par ailleurs, la presence de l'etape d'hydrotraitement g) augmente la quantite d'hydrogene dans le recycle de la 15 fraction liquide non convertie ayant un point d'ebullition superieur a 150°C (UCO) vers l'etape f) d'hydrocraquage, ce qui facilite leur conversion dans ladite etape f) et diminue encore ainsi la quantite de catalyseur necessaire dans ladite etape (a iso-duree de vie). L'etape d'hydrocraquage f) et l'etape d'hydrotraitement g) peuvent avantageusement etre realisees dans un meme r6acteur ou dans des r6acteurs differents. Dans le cas ou elles sont realisees dans un 20 meme r6acteur, une injection intermediaire de la charge liquide hydrocarbonee est avantageusement mise en oeuvre entre les differents lits catalytiques. Dans ce cas, le reacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d'hydrocraquage et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d'hydrotraitement. L'etape g) d'hydrotraitement opere avantageusement a une pression superieure a la pression de 25 ('effluent issu de l'etape a) d'hydrocraquage. Ainsi, dans un premier mode de realisation particulier, au moins une partie et de preference la totalite de ('effluent issu de l'etape g) d'hydrotraitement peut avantageusement etre recyclee dans l'etape c) de separation gaz/liquide. Cette configuration permet ('utilisation d'un seul compresseur sur la boucle de recycle de l'hydrogene. 30 En effet, dans ce cas, le recycle de gaz contenant de l'hydrogene vers l'etape g) est assure par le meme compresseur que le recycle de gaz contenant de l'hydrogene vers les etapes a) et b). 14 Dans un deuxieme mode de realisation particulier, au moins une partie et de preference la totalite de ('effluent issu de l'etape g) d'hydrotraitement peut avantageusement etre envoyee dans une deuxieme etape de separation gaz/liquide pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene. 5 De preference, ladite deuxieme etape de separation gaz/liquide est mise en ceuvre dans un separateur haute temperature haute pression operant a une pression et une temperature compatible avec la temperature et la pression de sortie de l'etape g). Ladite deuxieme etape de separation est mise en ceuvre preferentiellement a une temperature comprise entre 200 et 390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa. 10 Dans ce cas, ('effluent liquide issu de la deuxieme etape de separation peut avantageusement etre recycle dans l'etape f) d'hydrocraquage et/ou dans l'etape g) d'hydrotraitement. Selon une variante, ('effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene issu de la deuxieme etape de separation peut avantageusement etre envoye dans l'etape d) de compression. Dans ce cas, le procede met en ceuvre deux separateurs gaz/liquide et un seul compresseur sur la boucle de recycle 15 de l'hydrogene, ainsi qu'un seul compresseur d'hydrogene d'appoint, ce qui reduit le cout de ('installation. Selon une autre variante, ('effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene issu de la deuxieme etape de separation peut etre envoye dans une deuxieme etape de compression avant son recycle dans l'etape f) et/ou dans l'etape g). 20 Description de la figure La figure 1 illustre un mode de realisation particulier de ('invention. La charge hydrocarbonee de type DSV ou VGO (0) entre dans une section d'hydrotraitement (A) correspondant a la desulfuration et a la deazotation de la charge. L'effluent (1) est ensuite envoye vers une etape B) d'hydrocraquage. Ladite section peut comprendre un ou deux reacteurs 25 d'hydrocraquage R1 et/ou R2 (non representes sur la figure). L'effluent (2) issu de l'etape B) est envoye dans un separateur gaz/liquide C de l'etape c) permettant d'isoler un flux gazeux comprenant de l'hydrogene (7). L'effluent gazeux (7) est envoye dans un compresseur de recycle D, it est mélange avec un flux (11) d'appoint d'hydrogene puis recycle dans les reacteurs d'hydrotraitement (a) et d'hydrocraquage (b) et (c) via les flux (8 et 16). 30 L'effluent liquide (3) issu du separateur C alimente une colonne de fractionnement E de l'etape e). Un effluent comprenant des coupes legeres (10), une coupe light naphta (9), et une coupe heavy naphta (8) correspondant au gazole et au kerosene sont separees dans la colonne de 15 fractionnement. Une coupe fraction liquide non convertie nommee UCO (UnConverted-Oil) (12) est egalement s6par6e puis envoye via le flux (4) dans une seconde section d'hydrocraquage F de l'etape f). Ladite section d'hydrocraquage F comprend un reacteur d'hydrocraquage R3. Une purge (13) est mise en oeuvre sur le flux de la fraction liquide non convertie issu de l'etape e). 5 Une charge liquide hydrocarbon6es (14) de type gazole est injectee en aval de la section d'hydrocraquage de l'UCO F de l'etape f) et est traite dans une section G d'hydrotraitement (d6 sulfuration et de-azotation) de l'etape G) en mélange avec ('effluent issu de la section d'hydrocraquage F, i.e. l'UCO hydrocraque (5). L'effluent (15) est envoye vers la section de separation (c). 10 Les exemples illustrent ('invention sans en limiter la portee. Exemples : Exemple la : comparatif : grackles dedies Cet exemple est un cas de base comparatif dans lequel les grackles d'hydrocraquage de DSV ou VGO et d'hydrodesulfuration des gazoles (GO) sont mis en oeuvre dans deux grackles 15 separes &dies. L'unite d'hydrocraquage 1 traite une charge gazole sous vide (VGO). L'unite d'hydrocraquage 2 traite une charge gazole (GO). Les chartes sont decrites dans le tableau 1 : Type VGO GO Debit t/h 49 51 Densite t/m3 0,92 0,83 PI TBP °C 300 47 PF TBP °C 552 416 S wt% 2,18 0,68 N wtppm 1800 210 Tableau 1 Conditions operatoires principales 20 - Hydrocraquage de gazole La charge VGO est injectee dans une etape de prechauffe puis dans une reacteur d'hydrotraitement dans les conditions suivantes enoncees dans le tableau 2 : 16 Reacteur R1 Temperature °C MPa 385 Pression partielle H2 h-1 13 Catalyseur VVH NiMo sur alumine HR1058 6 Tableau 2 La 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 5 dans un second reacteur dit d'hydrocraquage R2 operant dans les conditions du tableau ci-dessous : Reacteur R2 Temperature Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Metal sur zeolithe HYK732 5 Tableau 3 La catalyseur utilise est un catalyseur metal sur zeolithe de type HYK732 commercialise par la societe Axens. R1 et R2 constituent la premiere etape de l'hydrocraqueur, l'effluent de R2 est ensuite envoye dans 10 une etape de separation compos6e d'un train de r6cup6ration de chaleur puis de separation a haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de separer d'une part l'hydrogene, le sulfure d'hydrogene et l'ammoniaque et d'autre part l'effluent alimentant un strippeur puis une colonne de fractionnement atmospherique afin de separer des flux concentre en H2S, naphta, kerosene, gazole a la specification souhaitee, et une flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecte 15 dans une etape de pr6chauffe puis dans un reacteur d'hydrocraquage R3 constituant la seconde etape d'hydrocraquage. Ce reacteur R3 est mis en oeuvre dans les conditions suivantes enoncees dans le tableau ci-dessous. 17 Reacteur R3 Temperature Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Metal sur zeolithe HYK732 3 Tableau 4 La catalyseur utilise est un catalyseur metal sur zeolithe de type HYK732 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 5 6tape d'hydrocraquage et recyclee. Le d6bit massique a ('entree du reacteur R3 est egal au d6bit 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 Heavy Naphta produite dans l'hydrocraqueur et recuperee de la colonne de fractionnement est conforme aux specifications euro V, en particulier elle possede moins de 1 ppm poids de soufre. 10 Le rendement en Heavy Naphta de ce procede est de 72% massique, pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 180°C. - Hydrocraqueur de VGO La charge VGO est injectee dans une etape de prechauffe puis dans une reacteur d'hydrotraitement dans les conditions suivantes enoncees dans le tableau 5 : Reacteur R1 Temperature °C MPa 385 Pression partielle H2 h-1 13 Catalyseur VVH NiMo sur alumine HR1058 0.56 15 Tableau 5 La 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 6 : 18 Reacteur R2 Temperature Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Metal sur zeolithe HYK732 1.27 Tableau 6 La catalyseur utilise est un catalyseur metal sur zeolithe de type HYK732 commercialise par la societe Axens. R1 et R2 constituent la premiere etape de l'hydrocraqueur, l'effluent de R2 est ensuite envoye dans 5 une etape de separation compos6e d'un train de r6cup6ration de chaleur puis de separation a haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de separer d'une part l'hydrogene, le sulfure d'hydrogene et l'ammoniaque et d'autre part l'effluent alimentant un stripeur puis une colonne de fractionnement atmospherique afin de separer des flux concentre en H2S, naphta, kerosene, gazole a la specification souhaitee, et une flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecte 10 dans une etape de prechauffe puis dans un reacteur d'hydrocraquage R3 constituant la seconde etape d'hydrocraquage. Ce reacteur R3 est mis en oeuvre dans les conditions suivantes enoncees dans le tableau ci-dessous. Reacteur R3 Temperature Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Metal sur zeolithe HYK732 3 Tableau 7 La catalyseur utilise est un catalyseur metal sur zeolithe de type HYK732 commercialise par la societe 15 Axens. L'effluent de R3 est ensuite injecte dans l'etape de separation a haute pression en aval de la premiere etape 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 VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. 20 La coupe Heavy Naphta produite dans l'hydrocraqueur et r6cup6r6e de la colonne de fractionnement est conforme aux specifications euro V, en particulier elle possede moins de 1 ppm poids de soufre. 19 Le rendement en Heavy Naphta de ce procede est de 72% massique, pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 180°C. - Resultats globaux Le rendement en Heavy Naphta de ce procede est de 70% massique, pour une conversion globale de 5 98% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 180°C. Le volume total de catalyseur necessaire pour ce schema est 181 m3. Exemple lb : co-traitement d'une charge DSV et d'une charge gazole dans un procede d'hydrocraguage deux etapes. Cet exemple est un cas de base comparatif dans lequel les reactions d'hydrocraquage de DSV ou 10 VGO et de gazole (GO) sont mis en oeuvre dans un seul proc6d6 d'hydrocraquage deux 6tapes (co- traitement des deux charges). Charges L'unite d'hydrocraquage traite une charge distillat sous vide (VGO) en mélange avec une charge gazole (GO) Les caracteristiques des charges (VGO) et (GO) sont donnees dans le tableau ci- 15 dessous (elles sont identiques au Tableau 1). Type VGO GO Debit t/h 49 51 Densite t/m3 0,92 0,83 PI TBP °C 300 47 PF TBP °C 552 416 S wt% 2,18 0,68 N wtppm 1800 210 Tableau 8 Conditions operatoires principales Le mélange des deux charges VGO et GO est injecte dans une 6tape de pr6chauffe puis dans un reacteur d'hydrotraitement R1 operant dans les conditions ci-dessous : 20 Reacteur R1 Temperature °C MPa 385 Pression partielle H2 h-1 13 Catalyseur VVH NiMo sur alumine HR1058 0.9 Tableau 9 L'effluent du reacteur R1 est ensuite mélange a un flux d'hydrogene pour etre refroidi puis est injecte dans un second reacteur dit d'hydrocraquage R2 operant dans des conditions ci-dessous : Reacteur R2 Temperature Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Metal sur zeolithe HYK732 1.77 Tableau 10 5 R1 et R2 constituent la premiere etape de l'hydrocraqueur, l'effluent du reacteur R2 est ensuite envoye dans une etape de separation compos6e d'un train de r6cup6ration de chaleur puis de separation a haute pression incluant un compresseur de recycle et permettant de separer d'une part l'hydrogene, le sulfure d'hydrogene et l'ammoniaque et d'autre part ('effluent alimentant un strippeur puis une colonne de fractionnement atmospherique afin de separer des flux concentre en H2S, light 10 naphta, heavy naphta, a la specification souhaitee, et une 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 memes conditions que celles mises en ceuvre dans l'exemple 1 a) et sont decrites dans le tableau ci-dessous : Reacteur R3 Temperature Pression partielle °C MPa 395 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Pt sur zeolithe HYK732 5.32 Tableau 11 15 L'effluent du reacteur R3 est ensuite injecte dans l'etape de separation a haute pression en aval de la premiere etape d'hydrocraquage et recyclee. Le debit massique a ('entree du reacteur R3 est egal au debit massique de la charge VGO+GO, une purge correspondant a 2% massique du debit de la charge VGO+GO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. 21 La coupe heavy naphta produit dans l'hydrocraqueur et recuperee de la colonne de fractionnement est conforme aux specifications euro V, en particulier elle possede moins de 1ppm poids de soufre. Elle peut donc etre envoyee au complexe aromatique pour convertir les naphtenes vers les aromatiques. 5 Le rendement en distillat moyens de ce procede est de 70% massique, pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 180°C. Le volume total de catalyseur necessaire pour ce schema est 186m3. Exemple 2 : Selon ('invention Cet exemple est un schema conforme a ('invention dans lequel l'hydrotraitement des gazoles a lieu en 10 co-processing avec ('effluent de seconde etape d'hydrocraquage (donc avec de l'UCO hydrocraque). Ce sch6ma se compose donc d'un unique hydrocraqueur deux etapes (il n'y a pas de procede dedie a l'hydrocraquage des gazoles). Charges La charge de type VGO (cf. tableau 8) est envoyee dans la premiere etape du procede ((a) et b)) 15 selon l'exemple 1. R1 et R2 opere sur la meme charge VGO ou DSV pure d6crite dans le tableau 8 dans les conditions operatoires enoncees ci-dessous. Conditions operatoires La charge VGO est injectee dans une etape de prechauffe puis dans une reacteur d'hydrotraitement dans les conditions suivantes enoncees dans le tableau ci-dessous (memes conditions que ('exemple 20 1 a) Reacteur R1 Temperature °C MPa 385 Pression partielle H2 h-1 13 Catalyseur VVH NiMo sur alumine HR1058 0.56 Tableau 12 La 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 25 dans un second reacteur dit d'hydrocraquage R2 op6rant dans les conditions du tableau ci-dessous (memes conditions que ('exemple 1a): 22 Reacteur R2 Temperature Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Metal sur zeolithe HYK732 1.27 Tableau 13 Le catalyseur utilise est un catalyseur metal sur zeolithe de type HYK732 commercialise par la societe Axens. R1 et R2 constituent la premiere etape de l'hydrocraqueur. 5 L'effluent du reacteur R2 est ensuite envoye dans une etape c) de separation compos6e d'un train de recuperation de chaleur puis de separation a haute pression incluant un compresseur de recycle (etape d) et permettant de separer d'une part l'hydrogene, le sulfure d'hydrogene et l'ammoniaque et d'autre part ('effluent alimentant un strippeur puis une colonne de fractionnement atmospherique (etape e) afin de separer des flux concentre en H2S, naphta, kerosene, gazole a la specification 10 souhaitee, et une fraction liquide lourde non converti (UCO) ayant un point d'ebullition superieur a 180°C. 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 f). Ce reacteur est opere dans les conditions suivantes enoncees au tableau ci-dessous : Reacteur R3 Temperature Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Metal Noble (Pt) sur zeolithe 5.9 Tableau 14 15 Le catalyseur utilise est un catalyseur metal sur zeolithe de type HYK732 commercialise par la societe Axens. L'effluent du reacteur R3 est ensuite mélange a une charge GO identique a celle de l'exemple 1 (cf. Tableau 8). 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 effluent du reacteur R3 et 20 la charge GO est ensuite injecte dans un reacteur d'hydrotraitement R4 (etape g) dont la cible est l'hydrotraitement du GO pour qu'il puisse etre craque dans l'etape e). Les conditions operatoires de ce reacteur sont les suivantes enoncees au tableau 15 : 23 Reacteur R4 Temperature Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur WH NiMo sur alumine HR1058 6 Tableau 15 La catalyseur utilise est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialise par la societe Axens. L'effluent du reacteur R4 (etape g) est ensuite injecte dans l'etape de separation a haute pression c) 5 en aval de la premiere etape d'hydrocraquage b) et recyclee. Le debit massique a ('entrée du reacteur R3 est egal au debit massique de la charge VGO, une purge correspondant a 1% massique du debit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. La coupe distillat produite recuperee de Ia colonne de fractionnement est conforme aux specification euro V, en particulier elle possede moins de 1 ppm poids de soufre. 10 Res u Rats Le rendement en heavy naphta de ce procede est de 74% massique, pour une conversion globale de 99% massique des hydrocarbures dont le point d'ebullition est superieur a 180°C. Le volume total de catalyseur necessaire pour ce schema est 177m3. De maniere inattendue, Ia mise en oeuvre du reacteur R4 de l'etape g) dans les conditions operatoires 15 enoncees permet, par rapport au procedes dedies de l'exemple 1a) de : - Maximiser le rendement en heavy naphta par hydrogenation de Ia coupe gazole (et non surcraquage) reduire I'investissement initial et Ia consommation de catalyseur dans Ia deuxieme etape f) d'hydrocraquage, ce qui se traduit par une reduction du volume total de catalyseur necessaire 20 pour ('ensemble du procede et une baisse des investissements, en plus d'hydrotraiter Ia charge de type gazole, de minimiser la formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA), ce qui se traduit par la limitation de Ia purge de Ia bouche de seconde etape d'hydrocraquage et donc d'augmenter Ia conversion du procede et par rapport au co-traitement dune charge DSV et d'une charge GO dans un procede 25 d'hydrocraquage deux etapes : 24 - de limiter le craquage de la charge de type gazole dans le craquage de Ia premiere &tape (b) ce qui se traduit par ('augmentation du rendement en Heavy Naphta, en plus d'hydrotraiter la charge de type gazole, de minimiser Ia formation de produits lourds polyaromatiques (HPNA), ce qui se traduit par Ia limitation de la purge de la bouche de 5 seconde etape d'hydrocraquage et donc d'augmenter Ia conversion du procede, et en plus d'hydrotraiter la charge de type gazole, de convertir Ia partie non convertie issue de la deuxierne etape d'hydrocraquage f), ce qui se traduit par la reduction de Ia quantite de catalyseur utilisee dans ladite &tape f) d'hydrocraquage, a iso conversion par passe de l'etape constituee de la combinaison de la deuxierne etape d'hydrocraquage f) et de l'etape g) 10 d'hydrotraitement. REVENDICATIONS1. Procede d'hydrocraquage de charges hydrocarbonees contenant au moins 20% volume de composes bouillant au-dessus de 340°C, ledit procede comprenant au moins les etapes suivantes : a) L'hydrotraitement de ladite charge operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une temperature comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L, b) L'hydrocraquage de ('effluent issu de l'etape a) operant, en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L, c) La separation gaz/liquide de ('effluent issu de l'etape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene, d) L'envoi de l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogene dans une etape de compression avant son recycle dans au moins l'etape a) d'hydrotraitement et l'etape b) d'hydrocraquage, e) Le fractionnement de ('effluent liquide en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbones convertis ayant des points d'ebullition inferieurs A 180°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d'ebullition superieurs a 180°C, f) L'hydrocraquage de ladite fraction liquide non convertie issue de l'etape e) operant, en presence d'hydrogene et d'un catalyseur d'hydrocraquage, a une temperature comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 UL, 26 g) L'hydrotraitement de !'effluent issu de l'etape f) en mélange avec une charge liquide hydrocarbon& comprenant au moins 60% poids de composes bouillants a une temperature d'ebullition comprise entre 120 et 400°C, ladite etape g) d'hydrotraitement operant en presence d'hydrogene et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, a une 5 temperature comprise entre 300 et 430°C, sous une pression comprise entre 2 et 20 MPa, a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 8 h-1 et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 UL. 2. Procede selon la revendication 1 dans lequel les charges hydrocarbonees traitees dans ledit 10 procede et envoyees dans l'etape a) sont choisies parmi les charges hydrocarbonees contenant au moins 80% volume de composes bouillant entre 370 et 580 °C. 3. Procede selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel les charges hydrocarbonees traitees dans ledit procede et envoyees dans l'etape a) sont choisies parmi les distillats sous vide (DSV) choisis parmi les gasoil issus de la distillation directe du brut ou d'unites de 15 conversion et les distillats provenant de desulfuration ou d'hydroconversion de residus atmospheriques et/ou de residus sous vide, les huiles desasphaltees, et les charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges precedemment citees. 4. Procede selon l'une des revendications 1 a 3 dans lequel l'etape b) d'hydrocraquage opere une temperature comprise entre 320 et 450°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, 20 a une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 6 h-1, et a une quantite d'hydrogene introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogene/litre d'hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 UL. 5. Procede selon l'une des revendications 1 a 4 dans lequel une purge est realisee sur la fraction liquide non convertie ayant un point d'ebullition superieurs a 180°C. 25 6. Procede selon l'une des revendications 1 a 5 dans lequel l'etape f) d'hydrocraquage were a une temperature comprise entre 300 et 450°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 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 est compris entre 100 et 2000 L/L. 7. Procede selon l'une des revendications 1 a 6 dans lequel la charge liquide hydrocarbon& utilisee dans l'etape g) comprend au moins 60% poids de composes bouillants a une temperature d'ebullition comprise entre 150 et 380°C. 27 8. Procede selon l'une des revendications 1 a 7 dans lequel ladite charge liquide hydrocarbonee traitee dans l'etape f) en mélange avec ('effluent issu de l'etape e) est choisie parmi le gazole issu de Ia distillation du *role ou straight run selon la terminologie anglo-saxonne, le Light Vacuum Gasoil Oil (LVGO) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillat sous vide legers, et 5 les charges liquides hydrocarbonees issues d'une unite de cokefaction (coking selon la terminologie anglo-saxonne), de preference le gazole de cokefaction ou coker selon la terminologie anglo-saxonne, d'une unite de viscoreduction (visbreaking selon la terminologie anglo-saxonne), d'une unite de vapocraquage (steam cracking selon la terminologie anglosaxonne) et/ou d'une unite de craquage catalytique (Fluid Catalytic Cracking selon la 10 terminologie anglo-saxonne), de preference les LCO (light cycle oil) ou gazoles legers issus dune unite de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse. 9. Procede selon ('une des revendications 1 a 8 dans lequel au moins une partie de ('effluent issu de l'etape g) d'hydrotraitement est recyclee dans l'etape c) de separation gaz/liquide. 15 10. Procede selon l'une des revendications 1 a 9 dans lequel au moins une partie de ('effluent issu de l'etape g) d'hydrotraitement est envoyee dans une deuxieme etape de separation gaz/liquide pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de I'hydrogene. 11. Procede selon la revendication 10 dans lequel ('effluent liquide issu de Ia deuxieme etape de 20 separation est recycle dans l'etape f) d'hydrocraquage et/ou dans l'etape g) d'hydrotraitement. 12. Procede selon l'une des revendications 10 ou 11 dans lequel ['effluent gazeux comprenant au moins de I'hydrogene issu de la deuxieme etape de separation est envoye dans l'etape d) de compression. 13. Procede selon ('une des revendications 10 ou 11 dans ('effluent gazeux comprenant au moins 25 de l'hydrogene issu de la deuxieme etape de separation peut etre envoye dans une deuxierne etape de compression avant son recycle dans l'etape f) et/ou dans l'etape g).