FR 2895414 A1 20070629 FR 0513172 A 20051222 DOMAINE DE L'INVENTION La production d'essences répondant aux nouvelles normes d'environnement nécessite que l'on diminue de façon importante leur teneur en soufre à des valeurs n'excédant généralement pas 50 ppm, et préférentiellement inférieures à 10 ppm. Il est par ailleurs connu que les essences de conversion, et plus particulièrement celles provenant du craquage catalytique, qui peuvent représenter 30 à 50 % du pool essence, présentent des teneurs en mono oléfines et en soufre élevées. Le soufre présent dans les essences est pour cette raison imputable, à près de 90 %, aux essences issues des procédés de craquage catalytique, qu'on appellera dans la suite essence de FCC (Fluid Catalytic Cracking selon la terminologie anglosaxonne, que l'on peut traduire par craquage catalytique en lit fluidisé). Les essences de FCC constituent donc la charge préférée du procédé de la présente invention. Plus généralement, le procédé selon l'invention est applicable à toute coupe essence contenant une certaine proportion de dioléfines, et pouvant contenir en outre quelques composés plus légers appartenant aux coupes C3 et C4. Les essences issues d'unités de craquage sont généralement riches en mono oléfines et en soufre, mais également en dioléfines dont la teneur, pour les essences issues de craquage catalytique peut varier de 1% poids à 5 % poids. Les dioléfines sont des composés instables qui peuvent polymériser facilement et doivent généralement être éliminées avant tout traitement de ces essences tels que les traitements d'hydrodésulfuration destinés à répondre aux spécifications sur les teneurs en soufre dans les essences. Toutefois, cette hydrogénation doit s'appliquer sélectivement aux dioléfines afin de limiter l'hydrogénation des mono-oléfines et de limiter la consommation d'hydrogène ainsi que la perte d'octane de l'essence. Par ailleurs, comme cela a été décrit dans la demande de brevet EP01077247 Al, il est avantageux de transformer par alourdissement les composés soufrés légers saturés, qui sont les composés soufrés dont le point d'ébullition est inférieur au point d'ébullition du thiophène, tels que le méthanethiol, l'éthanethiol, le diméthylsulfure avant l'étape de désulfuration car cela permet de produire une fraction essence désulfurée composée majoritairement de mono- oléfines à 5 atomes de carbone sans perte d'octane par simple distillation. De plus, les composés diéniques présents dans la charge à traiter sont instables et ont tendance à former des gommes par polymérisation. Cette formation de gommes entraîne une désactivation progressive du catalyseur d'hydrogénation sélective ou un bouchage progressif du réacteur. Pour une application industrielle, il est donc important d'utiliser des catalyseurs qui limitent la formation de polymères, c'est à dire des catalyseurs présentant une faible acidité ou bien dont la porosité est optimisée pour faciliter l'extraction continue des polymères ou précurseurs de gommes par les hydrocarbures de la charge, afin d'assurer une durée de cycle maximale pour le catalyseur. La présente invention concerne l'utilisation d'un nouveau catalyseur dans un procédé permettant de réaliser conjointement l'hydrogénation des composés polyinsaturés et plus particulièrement des dioléfines, ainsi que l'alourdissement des composés soufrés légers et plus particulièrement des mercaptans. Un des avantages de l'invention est de faciliter l'élimination du soufre par alourdissement des mercaptans de manière à pouvoir les séparer plus facilement et donc les éliminer dans une étape ultérieure d'hydrodésulfuration. Un autre avantage de l'invention est d'obtenir une essence présentant un indice d'octane élevé. Un autre avantage de l'invention est d'éliminer les composés dioléfiniques et donc de stabiliser la charge avant son passage dans l'unité d'hydrodésulfuration. Un troisième avantage de l'invention réside dans le fait que la formulation du catalyseur est ajustée afin d'assurer une meilleure stabilité du catalyseur vis à vis de la formation de polymères, une bonne sélectivité vis à vis de l'hydrogénation des dioléfines et une bonne activité pour la conversion des mercaptans et autres composés soufrés légers. ETAT DE LA TECHNIQUE La littérature décrit des formulations catalytiques ou des procédés permettant, soit d'hydrogéner sélectivement les dioléfines en mono-oléfines, soit de transformer les mercaptans par alourdissement, soit de réaliser ces deux types de réactions, en une ou deux étapes. Il est connu d'utiliser des catalyseurs contenant au moins un métal noble. Ainsi, de nombreux brevets proposent des catalyseurs pour l'hydrogénation sélective contenant du palladium. En effet, le palladium est connu pour son activité hydrogénante et est largement utilisé dans les procédés d'hydrogénation sélective. Toutefois, le palladium est sensible aux poisons et notamment à la présence de soufre. La présente invention se différentie notamment de ces catayseurs par le fait que le catalyseur selon l'invention ne contient pas de palladium, et plus largement, ne contient pas de métaux nobles. La demande de brevet européen EP 0685552 Al propose un procédé d'hydrogénation des dioléfines et de réduction de la teneur en mercaptans contenus dans une essence de craquage catalytique basé sur un catalyseur contenant entre 0,1 et 1% poids de palladium. La demande de brevet européen EP 0623387 Al propose un catalyseur comprenant au moins un métal du groupe VIII choisi de manière préférée parmi le platine, le palladium et le nickel et au moins un métal additionnel M choisi de manière préférée dans le groupe formé par le germanium, l'étain, le plomb, le titane, le fer, le molybdène, le tungstène et le rhénium. Le catalyseur est caractérisé par le fait que le métal du groupe VIII est activé par réduction dans le réacteur avant introduction du métal M. Le catalyseur de la présente invention se différentie de ce brevet car il ne subit pas d'étape de réduction lors de la phase de préparation. Les brevets et demandes de brevets suivants proposent des solutions pour hydrogéner sélectivement les dioléfines, les réactions affectant éventuellement les composés soufrés si ils sont présents ne sont pas mentionnés. Le brevet US 6469223 concerne un procédé d'hydrogénation sélective de dioléfines sur un catalyseur contenant du nickel et du molybdène sur un support à base d'alumine. Le procédé est caractérisé par le fait que les métaux nickel et molybdène sont mis en oeuvre sous forme d'oxydes. La présente invention se différentie de cet art antérieur en ce que les métaux sont mis en oeuvre sous forme de sulfures métalliques et non d'oxydes. Le brevet US 3472763 propose un procédé d'hydrogénation sélective comprenant un catalyseur à base de nickel supporté sur alumine. Le catalyseur peut également contenir de manière préférée entre 1% et 10% de molybdène. Ce catalyseur est par ailleurs caractérisé par une répartition poreuse telle que le volume poreux total est supérieur à 0,4 cm3/g, avec 40% à 80% de ce volume correspondant à des pores dont le diamètre est supérieur à 0,05 et dont les pores qui ont un diamètre compris entre 0,05 et 1 micron représente plus de 20% du volume poreux. Ce brevet enseigne par ailleurs qu'il est préférable de réduire les métaux avant leur sulfuration partielle. Le catalyseur de la présente invention se différentie de cet art antérieur notamment par la teneur en molybdène qui est supérieure à 10% poids, et par l'étape de sulfuration qui est réalisée sur les métaux à l'état d'oxydes. Les brevets et demandes de brevets suivants proposent des solutions pour alourdir les 5 mercaptans par des réactions de thioéthérification et éventuellement hydrogéner sélectivement les dioléfines. Le brevet US 5807477 propose un procédé permettant, dans une première étape, de transformer les mercaptans en sulfures par addition sur les dioléfines, sur un catalyseur 10 comprenant un métal du groupe VIII de préférence du nickel sous forme d'oxyde, puis dans une seconde étape, d'hydrogéner sélectivement les dioléfines dans une colonne de distillation réactive en présence d'hydrogène. La présente invention se différentie de ce brevet car les étapes d'hydrogénation sélective et d'alourdissement des composés soufrés sont réalisées conjointement sur le même catalyseur, mis en oeuvre sous forme sulfurée. 15 Le brevet US 5851383 décrit un procédé d'hydrogénation sélective et de thioéthérification de coupes C3-05 caractérisé par un dispositif de distillation comprenant deux zones de fractionnement permettant de récupérer séparément les composés légers et les thioéthers. Les catalyseurs décrits sont soit des catalyseurs à base de métal du groupe VIII, soit des résines 20 contenant un métal. Un catalyseur contenant entre 15% et 35% de nickel est préféré. Le catalyseur de la présente invention se différentie de ce brevet car le métal d'hydrogénation est un métal du groupe VIb, et la teneur en nickel est inférieure à 15% poids. Au vu des solutions décrites dans la littérature, la présente invention propose un procédé 25 permettant de réaliser conjointement l'hydrogénation des composés polyinsaturés et plus particulièrement des dioléfines, ainsi que l'alourdissement des composés soufrés légers et plus particulièrement des mercaptans et mettant en oeuvre un catalyseur présentant une porosité contrôlée. Ledit catalyseur présente une stabilité et une activité améliorée par rapport au catalyseur de l'art antérieur. 30 DESCRIPTION SOMMAIRE DE L'INVENTION La présente invention décrit un procédé d'hydrogénation sélective des composés polyinsaturés et plus particulièrement des dioléfines permettant de réaliser conjointement l'alourdissement des composés soufrés légers saturés et plus particulièrement des mercaptans, ledit procédé mettant en oeuvre un catalyseur contenant au moins un métal du groupe VIb et au moins un métal non noble du groupe VIII déposés sur un support poreux et dans lequel • la teneur en poids d'oxyde de l'élément du groupe VIb est strictement supérieure à 10% poids, • la teneur en poids d'oxyde de l'élément du groupe VIII est inférieure à 15% 10 poids, • le taux de sulfuration des métaux constituants ledit catalyseur est au moins égal à 60%, • le volume des pores dont le diamètre est supérieur à 0,05 microns est compris entre 10 et 40% du volume poreux total . 15 Le procédé consiste à faire passer sur le catalyseur un mélange constitué de l'essence à traiter et d'hydrogène. L'hydrogène est introduit généralement en faible excès, jusqu'à 5 mole par mole, par rapport à 20 la stoechiométrie, nécessaire pour hydrogéner les dioléfines (une mole d'hydrogène par mole de dioléfine). Le mélange constitué de l'essence et de l'hydrogène est mis en contact avec le catalyseur sous une pression comprise entre 0,5 et 5 MPa, une température comprise entre 80 C et 220 C, avec une vitesse spatiale liquide (LHSV) comprise entre 1h-' et 10 h-1, la vitesse spatiale 25 liquide étant exprimée en litre de charge par litre de catalyseur et par heure (1/l.h). DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION L'invention concerne un procédé de traitement d'essences comprenant tout type de familles chimiques et notamment des dioléfines, des mono-oléfines, et des composés soufrés sous 30 forme de mercaptans et de sulfures légers. La présente invention trouve particulièrement son application dans la transformation des essences de conversion, et en particulier des essences en provenance du craquage catalytique, du craquage catalytique en lit fluide (FCC), d'un procédé de cokéfaction, d'un procédé de viscoréduction, ou d'un procédé de pyrolyse. Les charges pour lesquelles s'applique l'invention ont une température d'ébullition comprise entre 0 C et 280 C, et plus précisément entre 30 C et 250 C. Les charges peuvent également contenir des hydrocarbures à 3 ou 4 atomes de carbone. Par exemple, les essences issues d'unités de craquage catalytique (FCC) contiennent, en moyenne, entre 0,5 % et 5 % poids de dioléfines, entre 20 % et 50% poids de mono-oléfines, entre 10 ppm et 0,5 % poids de soufre dont généralement moins de 300 ppm de mercaptans. Les mercaptans se concentrent généralement dans les fractions légères de l'essence et plus précisément dans la fraction dont la température d'ébullition est inférieure à 120 C. Le traitement de l'essence décrit dans le présent procédé consiste principalement à : - hydrogéner sélectivement les dioléfines en mono-oléfines - transformer les composés soufrés légers saturés et principalement les mercaptans et 15 sulfures légers, en sulfures ou mercaptans plus lourds par réaction avec les mono-oléfines Les réactions d'hydrogénation des dioléfines en mono-oléfines sont illustrées ci-dessous par la transformation du 1,3 pentadiène qui est un composé instable qui peut facilement polymériser en pent-2-ène par addition d'hydrogène. Toutefois, on cherche à limiter les réactions 20 secondaires d'hydrogénation des mono-oléfines qui dans l'exemple ci-dessous conduiraient à la formation de n-pentane. /CH\ /CHI H2 H2C/ CH CH3 CH H2 CH2 7CH2 H C/CH2`CH CH3 > H3C 'CH2 ~CH3 3 25 Les composés soufrés que l'on cherche à transformer sont principalement les mercaptans. La réaction principale de transformation des mercaptans consiste en une thioéthérification des mono-oléfines par les mercaptans. Cette réaction est illustrée ci-dessous par l'addition du propane-2-thiol sur le pent-2-ène pour former un propyl pentyl sulfure. 7 H3C H3C HS CH3 H3C/CH2`CH CH CH3 SCH3 C/CH2 C2 CH3 CH H 3 En présence d'hydrogène, la transformation des composés soufrés peut également passer par la formation intermédiaire d'H2S qui peut ensuite s'additionner sur les composés insaturés présents dans la charge. Cette voie est toutefois minoritaire dans les conditions de la réaction préférées. Outre les mercaptans, les composés susceptibles d'être ainsi transformés et alourdis sont les sulfures et principalement le diméthyl sulfure, méthyl éthyl sulfure et diéthyl sulfure, le CS2, le COS, le thiophane, le méthyl thiophane. Dans certains cas, on peut également observer des réactions d'alourdissement des composés azotés légers, et principalement des nitriles, du pyrrole et de ses dérivés. Le procédé décrit dans la présente invention consiste à mettre en contact la charge à traiter en mélange avec un flux d'hydrogène, avec un catalyseur contenant au moins un métal du groupe VIb (groupe 6 selon la nouvelle notation de la classification périodique des éléments : Handbook of Chemistry and Physics, 76ième édition, 1995-1996) et au moins un métal non noble du groupe VIII, (groupes 8, 9 et 10) de ladite classification, déposés sur un support poreux. En particulier, il a été trouvé que les performances des catalyseurs sont améliorées lorsque le catalyseur présente les caractéristiques suivantes : La teneur en poids d'oxyde de l'élément du groupe VIb sous forme oxyde est strictement supérieure à 10% poids et de préférence supérieure à 12% poids . Le métal du groupe VIb est de préférence choisi parmi le molybdène et le tungstène. De manière plus préférée, le métal du groupe Vlb est le molybdène. Le catalyseur contient également un métal non noble du groupe VIII de préférence choisi parmi le nickel, le cobalt et le fer. De manière plus préférée, le métal non noble du groupe VIII sera constitué de nickel. La teneur en métal non noble du groupe VIII exprimée sous forme d'oxyde est inférieure à 15% poids et de préférence comprise entre 1% poids et 10% poids. Le rapport molaire entre le métal non noble du groupe VIII et le métal du groupe VIb est compris entre 0,2 et 0,5 mol/mol et de manière préférée, entre 0,25 et 0,45 mol/mol.. 5 De préférence, on utilise un catalyseur présentant un volume poreux total mesuré par porosimétrie au mercure supérieur à 0,4 cm3/g, et de préférence compris entre 0,4 et 0,8 cm3/g et de manière très préféré, compris entre 0,5 et 0,7 cm3/g. La porosimétrie au mercure est mesurée selon la norme ASTM D4284-92 avec un angle de mouillage de 140 , avec un 10 appareil modèle Autopore III de la marque Microméritics. La surface spécifique du catalyseur est de préférence inférieure à 250 m2/g, et de manière plus préférée comprise entre 30 m2/g et 150 m2/g. 15 De plus, le volume des pores du catalyseur, mesuré par porosimétrie au mercure, dont le diamètre est supérieur à 0,05 micron est compris entre 10 et 40% du volume poreux total et de manière préférée, compris entre 15 et 35% du volume poreux total et de manière encore plus préférée, compris entre 18 et 35% du volume poreux total. 20 Le volume des pores du catalyseur dont le diamètre est supérieur à 0,1 micron représentent de préférence au plus 20% du volume poreux total et de manière plus préférée au plus 15% du volume poreux total. Il a notamment été observé par les inventeurs, que cette répartition poreuse permet de limiter la formation de gommes dans le catalyseur. 25 De manière préférée, le catalyseur selon l'invention ne contient pas de métal alcalin, ni d'alcalino terreux. Le support du catalyseur est de préférence un oxyde métallique poreux choisi parmi l'alumine, la silice, le carbure de silicium, ou un mélange de ces oxydes. On utilise, de manière plus 30 préférée, de l'alumine et de manière encore plus préférée de l'alumine pure. De manière très préférée, on utilise de l'alumine gamma cubique ou de l'alumine delta et de manière encore plus préférée, on utilise de l'alumine delta. De manière préférée, on utilise un support présentant un volume poreux total mesuré par 5 porosimétrie au mercure compris entre 0,4 et 0, 9 cm3/g et préférentiellement compris entre 0,5 et 0,8 cm3/g. De plus, le volume des pores du support, mesuré par porosimétrie au mercure, dont le diamètre est supérieur à 0,1 micron est compris de préférence entre 0 et 30% du volume 10 poreux total et de manière plus préférée entre 5 et 20% du volume poreux total. Le volume des pores du support dont le diamètre est supérieur à 0,05 micron est compris entre 10 et 50% du volume poreux total et de manière préférée, compris entre 15 et 40% du volume poreux total. La surface spécifique du support est de préférence inférieure à 250 m2/g, et de manière plus préférée comprise entre 30 m2/g et 150 m2/g. Un mode de réalisation préféré de l'invention correspond à la mise en oeuvre d'un catalyseur 20 contenant une teneur en poids d'oxyde de Nickel sous forme de NiO comprise entre 1 et 10%, une teneur en poids d'oxyde de molybdène sous forme de MoO3 supérieure à 12% et un rapport molaire Nickel/Molybdène compris entre 0,25 et 0,45, les métaux étant déposés sur un support alumine pur, le taux de sulfuration des métaux constituant le catalyseur étant supérieur à 80% et le volume des pores dudit catalyseur dont le diamètre est supérieur à 0,05 25 microns étant compris entre 18 et 35%. Le catalyseur selon l'invention peut être préparé au moyen de toute technique connue de l'homme du métier, et notamment par imprégnation des éléments des groupes VIII et Vlb sur le support sélectionné. Cette imprégnation peut par exemple être réalisée selon le mode connu 30 de l'homme du métier sous la terminologie d'imprégnation à sec, dans lequel on introduit juste la quantité d'éléments désirés sous forme de sels solubles dans le solvant choisi, par exemple de l'eau déminéralisée, de façon à remplir aussi exactement que possible la porosité du 15 support. Le support ainsi rempli par la solution est de préférence séché. Le support préféré est l'alumine qui peut être préparée à partir de tout type de précurseurs et outils de mise en forme connus de l'homme de métier. Après introduction des éléments des groupes VIII et VIb, et éventuellement une mise en forme du catalyseur, celui-ci subi un traitement d'activation. Ce traitement a généralement pour but de transformer les précurseurs moléculaires des éléments en phase oxyde. Il s'agit dans ce cas d'un traitement oxydant mais un simple séchage du catalyseur peut également être effectué. Dans le cas d'un traitement oxydant, également appelé calcination, celui-ci est généralement mis en oeuvre sous air ou sous oxygène dilué, et la température de traitement est généralement comprise entre 200 C et 550 C, de préférence entre 300 C et 500 C. Des sels de métaux des groupes VIb et VIII utilisables dans le procédé de préparation du catalyseur sont par exemple le nitrate de cobalt, le nitrate de nickel, l'heptamolybdate d'ammonium ou le métatungstate d'ammonium. Tout autre sel connu de l'homme du métier présentant une solubilité suffisante et décomposable lors du traitement d'activation peut également être utilisé. Après calcination, les métaux déposés sur le support se trouvent sous forme d'oxyde. Dans le cas du nickel et du molybdène, les métaux se trouvent principalement sous forme de MoO3 et de NiO. Avant mise en contact avec la charge à traiter, les catalyseurs subissent une étape de sulfuration. La sulfuration est de préférence réalisée en milieu sulforéducteur, c'est à dire en présence d'H2S et d'hydrogène, afin de transformer les oxydes métalliques en sulfures tels que par exemple, le MoS2 et le Ni3S2. La sulfuration est réalisée en injectant sur le catalyseur un flux contenant de l'H2S et de l'hydrogène, ou bien un composé soufré susceptible de se décomposer en H2S en présence du catalyseur et de l'hydrogène. Les polysulfures tel que le diméthyldisulfure sont des précurseurs d'H2S couramment utilisés pour sulfurer les catalyseurs. La température est ajustée afin que l'H2S réagisse avec les oxydes métalliques pour former des sulfures métalliques. Cette sulfuration peut être réalisée in situ ou ex situ (en dedans ou dehors du réacteur) du réacteur d'hydrodésulfuration à des températures comprises entre 200 et 600 C et plus préférentiellement entre 300 et 500 C. 5 Pour être actifs, les métaux doivent être substantiellement sulfurés. Un élément est considéré comme substantiellement sulfuré lorsque le rapport molaire entre le soufre ( S ) présent sur le catalyseur et le dit élément est au moins égal à 60% du rapport molaire théorique correspondant à la sulfuration totale de l'élément considéré: (S/élément)eatalyseur >= 0,6 x (S/élement)théorique avec: (S/élément)catalyseur rapport molaire entre le soufre (S) et l'élément présents sur le catalyseur (S/élément)théorique rapport molaire entre le soufre et l'élément correspondant à la sulfuration 10 totale de l'élément en sulfure. Ce rapport molaire théorique varie selon l'élément considéré: - (S/Fe)théorique = 1 - (S/CO)théorique = 8/9 - (S/Ni)théorique ù 2/3 15 -(S/Mo)théorique =2/1 (S/W)théorique =2/1 Le catalyseur comprenant, plusieurs métaux, le rapport molaire entre le S présent sur le catalyseur et l'ensemble des éléments doit également être au moins égal à 60% du rapport 20 molaire théorique correspondant à la sulfuration totale de chaque élément en sulfure, le calcul étant effectué au prorata des fractions molaires relatives de chaque élément. Par exemple, pour un catalyseur comprenant du molybdène et du nickel avec une fraction molaire respective de 0,7 et 0,3, le rapport molaire minimal (S/ Mo + Ni) est donné par la relation: 25 (S/Mo+Ni)catalyseur = 0,6 x {(0,7 x 2)+ (0,3 x (2/3)). De façon très préférée, le taux de sulfuration des métaux sera supérieur à 80%. La sulfuration est mise en oeuvre sur les métaux sous forme d'oxyde sans que soit réalisée une 30 étape préalable de réduction des métaux. En effet, il est connu que la sulfuration de métaux réduits est plus difficile que la sulfuration de métaux sous forme d'oxydes. Dans le procédé d'hydrogénation sélective selon l'invention, la charge à traiter est mélangée à de l'hydrogène avant d'être mise en contact avec le catalyseur. La quantité d'hydrogène injectée est telle que le rapport molaire entre l'hydrogène et les dioléfines à hydrogéner soit supérieur à 1 (stoechiométrie) et inférieure à 10, et de préférence compris entre 1 et 5 mol/mol. Un trop large excès d'hydrogène peut entraîner une forte hydrogénation des mono-oléfines et par voie de conséquence, une diminution de l'indice d'octane de l'essence. La totalité de la charge est généralement injectée à l'entrée du réacteur. Toutefois, il peut être avantageux, dans certains cas d'injecter une fraction ou la totalité de la charge entre deux lits catalytiques consécutifs placés dans le réacteur. Ce mode de réalisation permet notamment de continuer à opérer le réacteur si l'entrée du réacteur se trouve bouchée par dépôts de polymères, de particules, ou de gommes présentes dans la charge. Le mélange constitué de l'essence et de l'hydrogène est mis en contact avec le catalyseur sous une à une température comprise entre 80 C et 220 C, et de préférence entre 90 C et 200 C, avec une vitesse spatiale liquide (LHSV) comprise entre lh-i et 10 h-1. La pression est ajustée afin que le mélange réactionnel soit majoritairement sous forme liquide dans le réacteur. La pression est comprise entre 0,5 MPa et 5 MPa et de préférence entre 1 et 4 MPa. L'essence traitée dans les conditions énoncées ci-dessus, présente une teneur en dioléfines et en mercaptans réduite. Généralement, l'essence produite contient moins de 1 % poids de dioléfines, et de préférence moins de 0,5 % poids de dioléfines. La teneur en composés soufrés légers dont la température d'ébullition est inférieure à celle du thiophène (84 C) sont généralement convertis à plus de 50%. Il est donc possible de séparer la fraction légère de l'essence par distillation et d'envoyer directement cette fraction au pool essence sans traitement complémentaire. La fraction légère de l'essence a généralement un point final inférieur à 120 C, et de préférence inférieure à 100 C et de façon très préférée inférieure à 80 C. Ce nouveau catalyseur est particulièrement adapté pour être mis en oeuvre dans le cadre du 30 procédé décrit dans la demande de brevet EP 01077247 Al. Exemple 1 Préparation des catalyseurs A, B et C (non conforme) , D, E et F (conforme à l'invention) Les catalyseurs A, B, C, D, E et F sont préparés selon la méthode dite de l'imprégnation à sec. Le protocole de synthèse consiste à réaliser une imprégnation à sec d'une solution d'heptamolybdate d'ammonium et de nitrate de nickel, le volume de la solution aqueuse contenant les précurseurs métalliques étant égal au volume de reprise à l'eau correspondant à la masse de support à imprégner (volume d'eau total pouvant pénétrer dans la porosité). Les concentrations des précurseurs dans la solution sont ajustées de manière à déposer sur le support les teneurs pondérales en oxydes métalliques souhaitées. Le solide est ensuite laissé à maturer à température ambiante durant 12 heures, puis séché à 120 C, durant 12 heures. Finalement, le solide est calciné à 500 C durant deux heures sous flux d'air (11/h/g). Le support alumine utilisé est un support industriel fourni par la société Axens. Les caractéristiques des catalyseurs ainsi préparés sont fournies dans le tableau 1 ci-dessous. Les catalyseurs préparés se distinguent par leur teneur en phase active. Tableau 1 : caractéristiques des catalyseurs A, B, C, D, E, F sous forme oxyde. Catalyseur A B C D E F %pds en MoO3 5,2 8,1 10,0 11,2 12,1 14,1 %pds en NiO 1,1 1,6 2,2 2,3 2,5 2,7 rapport Ni/Mo molaire 0,4 0,38 0,430,40 0,40 0,37 S(BET) m2/g 120 115 112 108 106 102 V poreux total cm3/g 0,68 0,65 0,62 0,60 0,58 0,55 V poreux Hg cm3/g 0,19 0,18 0,18 0,17 0,16 0,15 (pores > 0,05 micron) 28% 28% 29% 28% 28% 27% et en % du V poreux total Selon les critères de porosité, surface spécifique, teneur pondérale en MoO3 et rapport molaire 20 Ni/Mo, les catalyseurs D, E et F sont donc conformes à l'invention ; au contraire les catalyseurs A, B et C (teneur en molybdène plus faible) ne sont pas conformes à l'invention. Évaluation des catalyseurs L'activité des catalyseurs A, B, C, D, E, F est évaluée par un test d'hydrogénation sélective d'un mélange de molécules modèles effectué dans un réacteur autoclave agité de 500 ml. Typiquement entre 2 et 6 g de catalyseur sont sulfurés à pression atmosphérique en banc de sulfuration sous mélange H2S/H2 constitué de 15% volumique d'H2S à 1 Ug.h de catalyseur et à 400 C durant deux heures (rampe de 5 C/min) suivi d'un palier de 2 heures sous hydrogène pur à 200 C. Ce protocole permet d'obtenir des taux de sulfuration supérieurs à 80% pour l'ensemble des catalyseurs conformément à l'invention. Le catalyseur ainsi sulfuré est transféré dans le réacteur à l'abri de l'air puis mis au contact de 250 ml de charge modèle sous une pression totale de 1,5 MPa et une température de 160 C. La pression est maintenue constante durant le test par apport d'hydrogène. La charge utilisée pour le test d'activité présente la composition suivante : 1000 ppm poids de soufre sous forme méthyl 3-thiophène, 100 ppm poids de soufre sous forme de propane-2-thiol, 10% poids oléfine sous forme de hexène 1, dans du n-heptane. Le temps t=0 du test correspond à la mise en contact du catalyseur et de la charge. La durée du test est fixée à 45 minutes et l'analyse chromatographique en phase gaz de l'effluent liquide obtenu permet d'évaluer les activités des différents catalyseurs en hydrogénation de l'isoprène (formation des méthylbutènes), hydrogénation du héxène 1 (formation du nhexane) et alourdissement du propane-2-thiol (disparition du propane-2-thiol). L'activité du catalyseur pour chaque réaction est définie par rapport à la constante de vitesse obtenue pour chaque réaction normalisée par gramme de catalyseur. La constante de vitesse est calculée en considérant un ordre 1 pour la réaction : A(X) = k(X) / m avec : A(X) : activité du catalyseur pour la réaction X, en miri-' / g de catalyseur m : masse de catalyseur (forme oxyde) engagée dans le test k constante de vitesse pour la réaction considérée, en miri-' étant calculée selon la formule 14 k(X) = (1/45) * ln (100 / (100 ù Conv(X) )) avec 45: durée du test en minutes Conv(X): conversion du composé X ; X = isoprène ou propane-2-thiol ou héxène-1 X : réaction considérée : X = isoprène : hydrogénation de l'isoprène X= héxène 1: hydrogénation du héxène 1 X = propane-2-thiol : conversion du propane-2-thiol La sélectivité du catalyseur vis à vis de l'hydrogénation de l'isoprène est égale au rapport des activités du catalyseur en hydrogénation de l'isoprène et de l'hexène 1 :A(isoprène)/A(héxène 1). 15 Les résultats obtenus sur les différents catalyseurs sont reportés dans le tableau 2 ci-dessous. Tableau 2 : performances des catalyseurs en test molécule modèle. Catalyseur A 13 C D E F A(isoprène) * 103 2,4 3,4 3,6 4,5 4,7 4,9 A(héxène 1)*103 0,014 0,018 0,022 0,024 0,027 0,029 A(isoprène)/A( 171 189 163 187 174 169 héxène 1) A(propane-2- 11,7 Infini* Infini* Infini* Infini* Infini* thiol)* 103 * conversion totale du propane-2-thiol 20 On constate que l'ensemble des catalyseurs est très sélectif vis à vis de la réaction d'hydrogénation de la dioléfine. Ces catalyseurs permettent donc d'hydrogéner substantiellement l'isoprène sans hydrogéner significativement le 1-héxène. On constate également que dans les conditions du test, la conversion du mercaptan léger est totale pour l'ensemble des catalyseurs hormis pour le catalyseur A, moins chargé en phase 25 active. 10 En effet, dans le cas des catalyseurs B, C, D, E et F, une activité infinie signifie une conversion totale du propane-2-thiol. En revanche, seuls les catalyseurs D, E et F conformes à l'invention présentent une activité maximale en hydrogénation de l'isoprène. Il apparaît donc que les catalyseurs conformes à l'invention sont capables d'effectuer simultanément l'hydrogénation sélective de la dioléfine avec conversion simultanée du mercaptan léger. Exemple 2 : Influence du taux de sulfuration Le catalyseur E décrit précédemment est évalué dans le test molécule modèle décrit dans l'exemple 1 (charge et conditions opératoires identiques) mais sans étape de sulfuration préalable. Le degré de sulfuration du solide est donc nul. La diminution de la température de palier sous mélange H2S/H2 (de 400 C à typiquement 100 à 150 C) lors du protocole de sulfuration du catalyseur en banc de sulfuration permet également d'obtenir des taux de sulfuration intermédiaires pour le catalyseur E. Le tableau 3 reporte les résultats catalytiques obtenus sur ce catalyseur en fonction de son taux de sulfuration. On constate que la sulfuration préalable du catalyseur a un effet bénéfique important sur l'activité du catalyseur en hydrogénation de l'isoprène et en conversion du propane-2-thiol, ainsi que sur sa sélectivité. Tableau 3 : performances du catalyseur E en fonction de son taux de sulfuration. E non sulfuré E sulfuré Taux de sulfuration / % 0 45 65 86 A(isoprène) * 103 0,3 2,4 3,3 4,7 A(héxène 1)*103 0,010 0,014 0,019 0,027 A(isoprène)/A(héxène 1) 18 171 173 174 A(propane-2-thiol)* 103 3 Infini* Infini* Infini* * conversion totale du propane-2-thiol Exemple 3 : Influence du rapport molaire Ni/Mo. Dans cet exemple les catalyseurs G et H sont préparés selon le protocole opératoire décrit dans l'exemple 1. Ces catalyseurs ne diffèrent substantiellement du catalyseur E que par leur teneur en nickel, et donc par le rapport molaire Ni/Mo (tableau 4). Ils ne sont donc pas conformes à l'invention. Tableau 4 : caractéristiques des catalyseurs G et H sous forme oxyde. Catalyseur G H % pds en MoO3 12,1 12,4 % pds en NiO 0,8 8,6 Rapport Ni/Mo molaire 0,13 1,34 S(BET) m2/g 106 100 V poreux total cm3/g 0,58 0,55 V poreux Hg cm3/g 0,17 0,16 (pores > 0,05 micron) et 29% 29% en % du V poreux total Les catalyseurs G et H sont évalués dans le test molécule modèle décrit dans l'exemple 1. Pour ces catalyseurs, le protocole de sulfuration adopté permet d'obtenir des taux de sulfuration supérieurs à 80%. Ces catalyseurs sont comparés au catalyseur E, qui présente un rapport molaire Ni/Mo de 0,4 compris dans la fourchette préférée et un taux de sulfuration similaire. (tableau 5). Tableau 5 : performances des catalyseurs E, G et H en test molécule modèle. Catalyseur E G H Taux de sulfuration 86% 85% 89% A(isoprène) *103 4,7 1,3 5,0 A(héxène 1)* 103 0,027 0,010 0,030 A(isoprène)/A( 174 130 167 héxène 1) A(propane-2- Infini* 10,2 Infini* thiol)* 103 * conversion totale du propane-2-thiol On constate que le catalyseur G (rapport Ni/Mo de 0,13) présente un déficit d'activité en hydrogénation de l'isoprène et en conversion du propane-2-thiol comparativement au catalyseur E conforme à l'invention. On observe également que la forte augmentation de la teneur en nickel (catalyseur H, rapport Ni/Mo de 1,34) ne permet pas d'améliorer les performances du catalyseur en terme d'activité et de sélectivité. Exemple 4 : Influence du volume macroporeux compris entre 10 et 40% du volume poreux total. Les catalyseurs I, J et K sont préparés selon le protocole décrit dans l'exemple 1, en utilisant 10 différents supports alumine Al-1, Al-2 et Al-3 fournis par la société Axens dont les propriétés sont données dans le tableau 6 ci-dessous. Tableau 6 : Propriétés des supports Al-1, Al-2, Al-3. Al-1 Al-2 Al-3 SBET (m`g-') 145 137 293 Volume poreux total (Hg) 0,73 1,10 0,75 cm3/g Volume poreux (Hg) 0,09 0,32 0,01 pores > 0,1 micron cm3/g V (0, 1 microns) en % du 12% 29% 1% V poreux total Volume poreux (Hg) 0,22 0,49 0,03 pores > 0,05 micron cm3/g V (0,05 microns) en % du 30% 45% 4% V poreux total 15 Les caractéristiques de ces catalyseurs ainsi que celle du catalyseur E sont fournies dans le tableau 7 ci û dessous. Les catalyseurs E et I sont conformes à l'invention. Le catalyseur J n'est pas conforme à l'invention car la fraction de volume poreux des pores de diamètre supérieur à 0,05 microns est supérieur à 40% (45%). Le catalyseur K n'est pas non plus 5 conforme à l'invention car la fraction de volume poreux des pores de diamètre supérieur à 0,05 microns est inférieure à 10% (3%). Tableau 7: caractéristiques des catalyseurs E, I, J et K Catalyseur E I J K % pds en Mo03 12,1 12,0 12,3 12,1 % pds en NiO 2,5 2,4 2,5 2,2 S(BET) m2/g 106 120 116 278 V poreux total cm3/g 0,58 0,62 1,00 0,65 V poreux (Hg) cm3/g 0,16 0,21 0,45 0,02 (pores > 0,05 micron) V poreux (Hg) cm3/g 0,08 0,09 0,31 0,01 (pores > 0,1 micron) V poreux 34% 45% 3% (pores > 0,05 micron) 28 % en % du V poreux total Ili V poreux 31% 2% (pores > 0,1 micron) 14% 15% en % du V poreux total DRT (g/cm3)* 0,69 0,65 0,48 0,59 * Densité de Remplissage Tassée La Densité de Remplissage Tassée (DRT) correspond à la quantité maximale de catalyseur dans un volume donné, elle est normalisée en gramme de catalyseur par centimètre cube. 10 Celle-ci est évaluée par un vibreur de marque RETSCH AS 200 control et une éprouvette de volume connu et de diamètre adapté aux granulométries des produits (le diamètre de l'éprouvette doit être 10 fois supérieur à celui des particules). Après tarage, l'éprouvette, de volume V, est remplie sur le vibreur avec le produit en l'état. La vibration est maintenue 3 minutes à une amplitude de 0,03 inch en maintenant le niveau constant par ajout de produit. A 15 la fin du tassement, la surface du produit est arrasée à la partie supérieure de l'éprouvette et la masse de l'éprouvette pleine est pesée. La DRT est alors obtenue en divisant la masse corrigée de la perte au feu du catalyseur par le volume de l'éprouvette. D'une manière générale, moins le catalyseur sera poreux, plus celui-ci présentera une densité de chargement importante. Ces catalyseurs sont testés sur une essence totale de craquage catalytique dont les caractéristiques sont fournies dans le tableau 8 ci û dessous. L'évaluation de la teneur en dioléfines conjuguées est basée sur la réaction des diènes conjugués avec l'anhydride maléique selon la réaction de Diels-Alder. La MAV (Maléique Anhydride Value) est proportionnelle à la teneur en dioléfine présentes et est déterminée selon une méthode standard IFP: la méthode 9407. la MAV s'exprime en milligrammes d'anhydride maléique réagi par gramme d'échantillon. La méthode IFP9407 est similaire à la méthode 326-82UOP normalisée qui donne la DV (Diène Value), les deux grandeurs étant liées par la relation MAV=3.86 DV. Les teneurs pondérales en aromatiques et en mono-oléfines de la charge sont estimées par chromatographie en phase gazeuse. Les mercaptans légers de la charge et de l'effluent sont quantifiés par chromatographie. Le matériel employé est un chromatographe HP 5890 Série II (Agilent Technologies) couplé à un détecteur spécifique 355 (Sievers Inc., Boulder, CO, USA). La colonne employée est une colonne non polaire PONA (50 m 0,2 mm, 0,20 microns). Les conditions opératoires sont dérivées de la méthode standard ASTM D 5623 et les composés soufrés sont identifiés par comparaison avec les temps de rétention des composés soufrés de référence. Tableau 8: caractéristiques de l'essence totale de craquage catalytique. teneur en S 3460 ppm teneur en S mercaptans légers * 116 ppm MAV 17,5 teneur en aromatiques 36,5 % pds teneur en mono-oléfines 34,4 % pds distillation ASTM Point 5%: 30 C Point 95%: 233 C * methanethiol, ethanethiol et propanethiols Le protocole d'évaluation des catalyseurs sur charge réelle est le suivant. 50 cm3 de catalyseur sont sulfurés sous un mélange n-heptane + 4%DMDS (diméthyldisulfure) / H2, le rapport volumique H2/charge de sulfuration étant de 500 Normaux litres / litres de charges (Nl/l) et la VVH de la charge de sulfuration étant de 2 h-' (volume de charge de sulfuration par volume de catalyseur par heure). La rampe de montée en température est de 1 C/min jusqu'à une température de palier de 350 C. Le palier est maintenu durant 4 h. La température est ensuite redescendue à 120 C, la charge de sulfuration est remplacée par du n-heptane pur pendant 4 heures puis l'essence de FCC est injectée, et les conditions opératoires ajustées aux valeurs désirées. Les conditions opératoires de test sont les suivantes: pression totale = 2,5 MPa, le rapport H2/charge = 6 Nl/l, VVH = 3 h-'. Les catalyseurs sont évalués à 140 C et à 160 C, la durée de chaque palier est ajustée en fonction de la durée de stabilisation du catalyseur, évaluée par des analyses régulières de MAV de l'effluent. L'évolution de la MAV résiduelle de l'effluent en fonction du temps pour les 4 catalyseurs est représentée sur la figure 1. En se référant à la figure 1, on constate que les catalyseurs E et I, conformes à l'invention éliminent le plus efficacement les dioléfines à 140 et à 160 C puisque la MAV résiduelle obtenue est la plus faible. Le catalyseur J, caractérisé par un volume poreux trop important, présente un déficit d'activité hydrogénante substantiel. Le catalyseur K quant à lui présente durant les 50 premières heures une activité comparable au catalyseur E et I mais est moins résistant à l'encrassement d'où une désactivation plus importante. Des analyses de la teneur en carbone résiduel sur les catalyseurs usés après extraction au toluène montrent que la teneur en carbone du catalyseur K est environ deux fois plus importante que la teneur en carbone des catalyseur E et I. Pour l'ensemble des catalyseurs, dans les conditions opératoires choisies l'hydrogénation des mono-oléfines reste marginale et inférieure à 2%.30 Tableau 9: conversion en mercaptans légers à 140 C et 160 C obtenue sur les catalyseurs E, I, J, K. Conversion à 140 C Conversion à 160 C catalyseur E 94% 100% catalyseur I 93% 100% catalyseur J 89% 95% catalyseur K 90% 96% Le tableau 9 reporte l'évolution de la conversion en mercaptans légers pour les 4 catalyseurs, à chaque température après stabilisation du catalyseur (dernière recette de chaque palier). On constate que dans les conditions opératoires choisies, l'ensemble des catalyseurs convertissent substantiellement les mercaptans légers de la charge, cette conversion étant même totale pour les catalyseurs E et I à 160 C. On constate en revanche que les catalyseurs E et I, conformes à l'invention sont plus efficaces que les catalyseurs J et K pour l'élimination des mercaptans légers. Revendications 1. Procédé d'hydrogénation sélective de composés poly insaturés en composés mono insaturés permettant conjointement l'alourdissement des composés soufrés légers saturés par réaction avec les composés insaturés contenus dans des essences, ledit procédé mettant en oeuvre un catalyseur contenant au moins un métal du groupe VIb et au moins un métal non noble du groupe VIII déposés sur un support et dans lequel • la teneur en poids d'oxyde de l'élément du groupe VIb est strictement supérieure à 10% poids, • la teneur en poids d'oxyde de l'élément du groupe VIII est inférieure à 15% poids, • le taux de sulfuration des métaux constituants ledit catalyseur est au moins égal à 60%, • le volume des pores dudit catalyseur dont le diamètre est supérieur à 0,05 microns est compris entre 10 et 40% du volume poreux total. 2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel le catalyseur comprend un métal du groupe VIb choisi parmi le Molybdène et le Tungstène. 3. Procédé selon la revendication 2 dans lequel le métal du groupe VIb est le Molybdène. 4. Procédé selon la revendication 1 dans lequel le catalyseur comprend un métal non noble du groupe VIII choisi parmi le Nickel, le Cobalt et le Fer. 5. Procédé selon la revendication 4 dans lequel le métal non noble du groupe VIII est le Nickel. 6. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le catalyseur comprend une teneur en poids d'oxyde de l'élément du groupe VIII comprise entre 1 et 10% poids. 7. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le catalyseur comprend une teneur en poids d'oxyde de l'élément du groupe VIb supérieure à 12% 8. Procédé selon la revendication 1 dans lequel le taux de sulfuration des métaux constituants ledit catalyseur est supérieur à 80%. 9. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le catalyseur présente un rapport molaire Ni/Mo compris entre 0,2 et 0,5. 10. Procédé selon la revendication 9 dans lequel le rapport molaire Ni/Mo est compris entre 0,25 et 0,45. 11. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le catalyseur présente un volume poreux total supérieur à 0,4 cm3/g. 12. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le catalyseur présente un volume poreux total compris entre 0,4 cm3/g et 0,8 cm3/g. 13. Procédé selon la revendication 12 dans lequel le catalyseur présente un volume poreux 10 total compris entre 0,5 cm3/g et 0,7 cm3/g. 14. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel les pores du catalyseur dont le diamètre est supérieur à 0,1 micron représentent au plus 20% du volume poreux total. 15. Procédé selon la revendication 14 dans lequel les pores du catalyseur dont le diamètre 15 est supérieur à 0,1 micron représentent au plus 15% du volume poreux total. 16. Procédé selon la revendication 1 dans lequel les pores du catalyseur dont le diamètre est supérieur à 0,05 micron représentent 15 à 35% du volume poreux total. 17. Procédé selon la revendication 16 dans lequel les pores du catalyseur dont le diamètre est supérieur à 0,05 micron représentent 18 à 35% du volume poreux total 20 18. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel la surface spécifique du catalyseur est inférieure à 250 m2/g et de préférence comprise entre 30 et 150 m2/g. 19. Procédé selon la revendication 1 dans lequel le support du catalyseur est un oxyde métallique poreux choisi parmi l'alumine, la silice, le carbure de silicium ou un mélange de ces oxydes. 25 20. Procédé selon la revendication 19 dans lequel le support du catalyseur est constitué d'alumine pure. 21. Procédé selon l'une des revendications 19 ou 20 dans lequel le support du catalyseur est constitué d'alumine gamma cubique ou d'alumine delta. 22. Procédé selon la revendication 21 dans lequel le support du catalyseur est constitué 30 d'alumine delta. 23. Procédé selon l'une des revendications 19 à 22 dans lequel le support du catalyseur présente un volume poreux compris entre 0,4 et 0,9 cm3/g. 24. Procédé selon la revendication 23 dans lequel le support du catalyseur présente un volume poreux compris entre 0,5 et 0,8 cm3/g. 25. Procédé selon l'une des revendications 19 à 24 dans lequel le volume des pores du support dont le diamètre est supérieur à 0,1 micron représente 0 à 30% du volume poreux total. 26. Procédé selon la revendication 25 dans lequel le volume des pores du support dont le diamètre est supérieur à 0,1 micron représente 5 à 20% du volume poreux total. 27. Procédé selon l'une des revendications 19 à 26 dans lequel le volume des pores du support dont le diamètre est supérieur à 0,05 micron représente 10 à 50% du volume poreux total. 28. Procédé selon la revendication 27 dans lequel le volume des pores du support dont le diamètre est supérieur à 0,05 micron représente 15 à 40% du volume poreux total. 29. Procédé d'hydrogénation sélective selon l'une des revendications précédentes dans lequel la charge est mis en contact avec le catalyseur sous une température comprise entre 80 C et 220 C avec une vitesse spatiale liquide comprise entre 1h-1 et 10h-1 et une pression comprise entre 0,5 et 5 MPa.