FR 3080628 A1 20191101 FR 1853743 A 20180427 PROCEDE D'HYDROCRAQUAGE DE CHARGES HYDROCARBONEES Domaine de l'invention L'hydrocraquage de coupes pétrolières lourdes est un procédé clé du raffinage qui permet de produire, à partir de charges lourdes excédentaires et peu valorisables, les fractions plus légères telles qu'essences, carburéacteurs et gazoles légers que recherche le raffineur pour adapter sa production à la demande. Certains procédés d'hydrocraquage permettent d'obtenir également un résidu fortement purifié pouvant constituer d'excellentes bases pour huiles ou une charge valorisable facilement dans une unité de craquage catalytique par exemple. Un des effluents particulièrement ciblé par le procédé d'hydrocraquage est le distillat moyen ou DM (fraction qui contient la coupe gazole et la coupe kérosène). Le procédé d'hydrocraquage des distillats sous vide ou DSV permet de produire des coupes légères (Gasoil, Kérosène, naphtas,...) plus valorisables que le DSV lui-même. Ce procédé catalytique ne permet pas de transformer entièrement le DSV en coupes légères. Après fractionnement, il reste donc une proportion plus ou moins importante de fraction de DSV non convertis nommée UCO ou « UnConverted Oil » selon la terminologie anglo-saxonne. Pour augmenter la conversion, cette fraction non convertie peut être recyclée à l'entrée du réacteur d'hydrotraitement ou à l'entrée du réacteur d'hydrocraquage. Le recyclage de la fraction non convertie à l'entrée du réacteur d'hydrotraitement ou à l'entrée du réacteur d'hydrocraquage permet à la fois d'augmenter la conversion, mais permet aussi d'augmenter la sélectivité en Gasoil et kérosène. Une autre manière d'augmenter la conversion en maintenant la sélectivité est d'ajouter un réacteur de conversion ou d'hydrocraquage sur la boucle de recycle de la fraction non convertie vers la section de la séparation haute pression. Ce réacteur et le recycle associé constitue une seconde étape d'hydrocraquage. Ce réacteur étant situé en aval de la section de fractionnement, il opère avec peu de soufre (H2S) et peu d'azote, ce qui permet d'utiliser éventuellement des catalyseurs moins sensibles à la présence de soufre en augmentant la sélectivité du procédé. En effet, l'hydrocraquage « deux étapes », comporte une première étape qui a pour objectif, comme dans le procédé "une étape", de réaliser l'hydroraffinage de la charge mais aussi d'atteindre une conversion de cette dernière de l'ordre en général de 30 à 70%. L'effluent issu de la première étape subit ensuite un fractionnement (distillation), qui a pour objectif de séparer les produits de conversion de la fraction non convertie. Dans la deuxième étape d'un procédé d'hydrocraquage à deux étapes, seule la fraction de la charge non convertie lors de la première étape, est traitée. Cette séparation permet à un procédé d'hydrocraquage deux étapes d'être plus sélectif en diesel qu'un procédé en une étape a taux de conversion global équivalent. En effet, la séparation intermédiaire des produits de conversion évite leur "sur-craquage" en naphta et gaz dans la deuxième étape sur le catalyseur d'hydrocraquage. Par ailleurs, il est à noter que la fraction non convertie de la charge traitée dans la 2 deuxième étape contient en général de très faibles teneurs en NH3 ainsi qu'en composés azotés organiques, en général moins de 20 ppm poids voire moins de 10 ppm poids. Le procédé d'hydrodésulfuration des gazoles permet de diminuer la quantité de soufre contenue dans une coupe gazole tout en minimisant la conversion de la charge en produits plus légers (gaz, naphta). 5 La charge de l'hydrodésulfuration peut être constituée de gazole straight run selon la terminologie anglo-saxonne ou gazole issu du fractionnement atmosphérique d'un pétrole brut, de Light Vacuum Gasoil Oil selon la terminologie anglo-saxonne ou distillat sous vide légers, de LCO ou de distillat issus d'un procédé de conversion (FCC, coker...), d'une charge gazole issue de la conversion de biomasse (estérification par exemple), seuls ou en mélange, par exemple. La pression partielle 10 d'hydrogène requise pour ce procédé est plus faible que la pression partielle d'hydrogène dans l'hydrocraqueur. Il est courant que ces deux procédés soient présents dans une même raffinerie sans être intégrés. Cependant, ils reposent sur des schémas de procédé très similaires, constitués d'un four de charge, de réacteurs en lits fixes, de compresseurs de recycle d'hydrogène, et de sections de séparation haute pression plus ou moins complexes. 15 Art antérieur Le brevet US-7,005,057 décrit un procédé d'hydrocraquage en une étape pour la production de diesel à taux de soufre ultra-faible, le procédé utilisant une séparation liquide/vapeur dans un séparateur, en aval du réacteur d'hydrocraquage. De l'hydrogène est injecté dans le séparateur en question, mais le 20 séparateur lui-même est conventionnel. Le brevet US-7,686,941 concerne l'hydrocraquage simultané de charges multiples. Il décrit un procédé utilisant une séparation liquide/vapeur en aval d'un réacteur d'hydrotraitement. L'effluent gaz du séparateur est traité par exemple dans un réacteur d'hydrodésulfuration, l'effluent liquide étant traité dans un réacteur d'hydrocraquage. Des charges externes peuvent être mélangées à ces deux 25 effluents pour être cotraitées dans des réacteurs en aval des précédents. L'étape de séparation reste conventionnelle et non détaillée. Il existe, par ailleurs, de nombreuses conceptions de séparateur, dont par exemple celle décrite dans le brevet EP 1 086 734, qui propose une séparation avec trois sections différente : - un séparateur primaire pour les écoulements de fluide à séparer dont le rapport des débits massiques gaz sur liquide 30 G/L est compris entre 0,1 et 10 et constitué d'un tube terminé par au moins une sortie tangentielle imposant à l'écoulement une rotation de 90°, - un srparateur secondaire pour les écoulements de fluide à séparer dont le rapport G/L est compris entre 10 et 20 et constitué d'un cyclone à entrée tangentielle libre, - et enfin un système limitant la formation de vortex liquide dans une troisième section. Ce séparateur est performant, cependant il peut encore être amélioré, notamment dans le 35 cas où les volatilités relatives des produits à séparer sont faibles. 3 L'invention a alors pour but d'améliorer un procédé d'hydrocraquage en deux étapes. Elle a notamment pour but de limiter le craquage de la charge quand elle est de type gazole dans l'étape d'hydrotraitement, et d'améliorer la sélectivité et les rendements en distillats moyens du procédé. 5 Résumé de l'invention L'invention consiste à intégrer un procédé d'hydrocraquage deux étapes avec un procédé d'hydrodésulfuration des gazoles utilisant un séparateur gaz/liquide innovant inséré dans la première 10 étape d'hydrocraquage et permettant de récupérer notamment au moins une partie du diesel formé en amont dudit séparateur. La tête du séparateur est traitée dans une section d'hydrodésulfuration, le fond du séparateur est traité dans une section d'hydrocraquage. L'invention permet d'augmenter le rendement en distillats moyens DM tout en évitant de « surcraquer » les composés de la tête du séparateur. 15 Il a été ainsi découvert dans le cadre de la présente invention que l'utilisation d'un tel séparateur, de manière intermédiaire, dans la première étape d'hydrocraquage permet, par rapport au co-traitement d'une charge de type VGO et d'une charge de type gazole, et directement en mélange dans un procédé d'hydrocraquage deux étapes, de : 20 - limiter le craquage de la charge de type gazole dans la seconde partie de la première étape d'hydrocraquage située en aval du séparateur et de maximiser la sélectivité du procédé, - limiter la concentration en azote et en soufre dans la seconde partie de la première étape d'hydrocraquage située en aval du séparateur, ce qui optimise ladite étape, - et ainsi augmenter la sélectivité et le rendement en distillats moyens du procédé. 25 De façon plus précise, l'invention a tout d'abord pour objet un procédé d'hydrocraquage de charges hydrocarbonées contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, ledit procécb comprenant au moins les étapes suivantes : A. L'hydrotraitement HDT desdites charges opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, 30 B. Une séparation gaz/liquide S1 de l'effluent de l'étape A avec un dispositif de séparation qui comprend une enceinte compartimentée en un compartiment amont de dégazage et un compartiment aval de strippage, le passage du liquide dégazé depuis le compartiment de dégazage vers le compartiment de strippage étant assuré par au moins une ouverture pratiquée dans la paroi interne et/ou par débordement au-dessus de ladite paroi interne 35 séparant lesdits compartiments, de façon à obtenir d'une part un effluent gazeux comprenant de l'hydrogène et une fraction de distillat moyen DM, et d'autre part un effluent liquide, 4 C. Une hydrodésulfuration HDS de l'effluent gazeux obtenu à l'étape B et d'une charge externe liquide hydrocarbonée, du type distillat moyen DM, par exemple de type gazole, D. Un premier hydrocraquage HCK1 de l'effluent liquide issu de l'étape B en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrocraquage, 5 E. Une deuxième séparation S2 gaz/liquide de l'effluent liquide obtenu à l'étape D et de l'effluent liquide obtenu à l'étape C pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène, F. Un fractionnement de l'effluent liquide issu de l'étape E en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C et une 10 fraction liquide non convertie ayant un point d'ébullition supérieur à 340°C, G. Un deuxième hydrocraquage HCK2 de la fraction liquide non convertie issue de l'étape F en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrocraquage. De préférence, l'étape B opère une première séparation gaz/liquide S1 de l'effluent obtenu à l'étape A avec le dispositif de séparation qui comprend : - l'unique enceinte délimitée par des parois externes 15 et comprenant une entrée externe du fluide, une sortie externe de liquide et une sortie externe de gaz, l'enceinte étant orientée selon un axe substantiellement vertical ou oblique et étant compartimentée en au moins deux compartiments à l'aide d'au moins une paroi interne à l'enceinte et orientée substantiellement selon ledit axe, - les compartiments comprenant un compartiment amont de dégazage et un compartiment aval de strippage, - le compartiment de dégazage étant en connexion 20 fluidique avec d'une part l'entrée externe de l'effluent à séparer, avec d'autre part une première sortie de gaz et une sortie de liquide dégazé, - le compartiment de strippage étant en connexion fluidique avec une entrée dudit liquide dégazé, une entrée de média de strippage, une deuxième sortie de gaz et une sortie de liquide , - les premières et deuxièmes sorties de gaz étant en connexion fluidique avec la sortie externe de gaz de l'enceinte, - la sortie de liquide du compartiment de strippage étant 25 en connexion fluidique avec la sortie externe de liquide de l'enceinte, - le passage du liquide dégazé depuis la sortie du compartiment de dégazage vers l'entrée du compartiment de strippage (b) étant assuré par au moins une ouverture pratiquée dans la paroi interne et/ou par débordement au-dessus de ladite paroi interne séparant lesdits compartiments, de façon à obtenir d'une part un effluent gazeux comprenant de l'hydrogène et une fraction de distillat moyen DM, et d'autre part un effluent 30 liquide. Un avantage de la présente invention est donc d'avoir mis au point un procédé intégrant un procédé d'hydrocraquage en deux étapes avec un procédé d'hydrodésulfuration des gazoles permettant de limiter le craquage de la charge de type gazole et des distillats moyens formés lors de la première étape d'hydrotraitement et donc de maximiser la sélectivité et les rendements en distillats moyens du 35 procédé. 5 Un autre avantage de la présente invention est d'avoir mis au point un tel procédé, permettant par la mise en oeuvre d'un séparateur amélioré de limiter la quantité de disulfure d'hydrogène et d'ammoniac en contact avec au moins une partie du catalyseur d'hydrocraquage de l'étape D, ces deux composés étant des inhibiteurs des catalyseurs, tendant à limiter leur activité et/ou leur sélectivité. . 5 De façon générale, les conditions opératoires du procédé telles que température, pression, taux de recyclage d'hydrogène, vitesse spatiale horaire, pourront être très variables en fonction de la nature de la charge, de la qualité des produits désirés et des installations dont dispose le raffineur. De préférence, le procédé selon l'invention prévoir également une étape H de compression C de l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène obtenu dans l'étape E de séparation S2 avant 10 son recycle dans au moins une des étapes suivantes : l'étape A d'hydrotraitement HDT, l'étape C d'hydrodésulfuration HDS, l'étape D de premier hydrocraquage HCK1. De préférence, au moins une partie de l'effluent obtenu à l'étape G d'hydrocraquage HCK2 est envoyé pour être séparé dans l'étape E de séparation S2. Avantageusement, les charges hydrocarbonées traitées dans ledit procédé et envoyées dans l'étape 15 A d'hydrotraitement sont choisies parmi les charges hydrocarbonées contenant au moins 20% et notamment au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, et notamment entre 370 et 580 °C (c'est-à-dire correspondant à des composés contenant au moins 15 à 20 atomes de carbone). Avantageusement, les charges hydrocarbonées traitées dans ledit procédé et envoyées dans l'étape 20 A d'hydrotraitement sont choisies parmi les distillats sous vide DSV (ou VGO pour Vacuum Gas Oil) selon la terminologie anglo-saxonne), tels que par exemple les gasoil issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC, le coker ou la viscoréduction ainsi que des charges provenant d'unités d'extraction d'aromatiques des bases d'huile lubrifiante ou issues du déparaffinage au solvant des bases d'huile lubrifiante, ou encore des distillats provenant de désulfuration ou 25 d'hydroconversion de RAT (résidus atmosphériques) et/ou de RSV (résidus sous vide), ou encore la charge peut avantageusement être une huile désasphaltée, ou des charges issues de la biomasse ou encore tout mélange des charges précédemment citées. La liste ci-dessus n'est pas limitative. En général, lesdites charges ont un point d'ébullition initial supérieur à 340°C, et de préférence supéréur à 370°C. 30 Lesdites charges hydrocarbonées peuvent contenir des hétéroatomes tels que le soufre et l'azote. La teneur en azote est usuellement comprise entre 1 et 8000 ppm poids, plus généralement entre 200 et 5000 ppm poids, et la teneur en soufre entre 0,01 et 6% poids, plus généralement entre 0,2 et 5% et de manière encore plus préférée entre 0,5 et 4 % poids. 35 6 Ladite charge traitée dans le procédé selon l'invention et envoyée dans l'étape A peut éventuellement contenir des métaux. La teneur cumulée en nickel et vanadium des charges traitées dans les procédés selon l'invention est de préférence inférieure à 1 ppm poids. La teneur en asphaltènes est généralement inférieure à 3000 ppm poids, de manière préférée inférieure à 1000 ppm poids, de 5 manière encore plus préférée inférieure à 200 ppm poids. Dans le cas où la charge contient des composés de type résines et/ou asphaltènes, il est avantageux de faire passer au préalable la charge sur un lit de catalyseur ou d'adsorbant différent du catalyseur d'hydrocraquage ou d'hydrotraitement. 10 Conformément à l'invention, l'étape A d'hydrotraitement opère en présence d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement. De préférence, le catalyseur d'hydrotraitement est choisi parmi les catalyseurs classiques d'hydrotraitement connus de l'homme du métier. De préférence, ladite étape d'hydrotraitement A est avantageusement mise en oeuvre dans les conditions classiques 15 d'hydroraffinage, en particulier en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrotraitement et à une température comprise entre 200 et 400°C, notamment entre 200 et 390°C sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. 20 Des catalyseurs d'hydrotraitement classiques peuvent avantageusement être utilisés, de préférence qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi parmi au moins un élément des groupes VIB et VIII non noble, et le plus souvent au moins un élément du groupe VIB et au moins un élément du groupe VIII non noble. De préférence, le support amorphe 25 est de l'alumine ou de la silice alumine. Des catalyseurs préférés sont choisis parmi les catalyseurs NiMo sur alumine, et NiMo ou NiW sur silice alumine. Ces conditions opératoires utilisées dans l'étape A du procédé selon l'invention permettent généralement d'atteindre des niveaux de conversion de l'azote organique en ammoniac compatibles 30 avec leur injection dans l'étape d'hydrocraquage en aval : L'effluent issue de l'étape d'hydrotraitement A et entrant dans l'étape B de séparation comprend une teneur en azote de préférence inférieure à 300 ppm poids, et de préférence inférieure à 50 ppm poids. De préférence, l'étape D du premier hydrocraquage HCK1 et/ou l'étape G de deuxième hydrocraquage HCK2 s'opèrent à une température comprise entre 320 et 450°C, sous une pression 35 comprise entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h-1, et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L. 7 De préférence, la fraction liquide non convertie issue de l'étape F utilisée dans l'étape G d'hydrocraquage HCK2 comprend au moins 95% poids de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150 et 380°C. Avantageusement, la charge externe liquide hydrocarbonée traitée dans l'étape C 5 d'hydrodésulfuration HDS est choisie parmi le gazole issu de la distillation directe d'un pétrole brut « straight run le « Light Vacuum Gasoil Oil » ou distillat sous vide légers, et les charges liquides hydrocarbonées issues d'une unité de cokéfaction (« coking »), de préférence le gazole de « coker », d'une unité de viscoréduction (« visbreaking »), d'une unité de vapocraquage (« steam cracking ») et/ou d'une unité de craquage catalytique (« Fluid Catalytic Cracking »), de préférence les LCO (« light 10 cycle oil ») ou gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse, lesdites charges étant prises seules ou en mélange. Le reste de la charge est constitué d'une charge hydrocarbonée composée d'au moins un effluent gazeux obtenu à l'étape B de séparation S1 et d'hydrogène. De préférence, l'enceinte du dispositif de séparation S comprend un troisième compartiment de 15 lavage c, en aval des deux premiers compartiments (a,b), et disposé au-dessus d'eux dans l'enceinte, et comprenant optionnellement un matelas coalesceur. Avantageusement, l'étape B de séparation S1 est opérée avec les sous-étapes successives suivantes : - une étape de dégazage du fluide à séparer en phase liquide et en phase gazeuse en approchant le fluide de son équilibre thermodynamique dans le premier compartiment de dégazage 20 a,- une étape de strippage par injection d'un média de strippage pour vaporiser une partie au moins des composants légers dissous dans le liquide obtenu par l'étape de dégazage dans le compartiment de strippage b, - éventuellement une étape de lavage par injection d'un média de lavage pour condenser les composés lourds issus de l'étape de dégazage et/ou de strippage dans le compartiment de lavage c quand il est présent. 25 De préférence, l'étape B de séparation S1 est opérée de façon à ce que la section de passage du fluide dans le compartiment de dégazage a et/ou dans le compartiment de strippage (b), et/ou dans le compartiment de lavage c quand il est présent, est choisie suffisante pour limiter la vitesse du gaz en dessous de la vitesse critique d'entraînement des gouttelettes, de préférence en dessous de 90% ou en dessous de 80% de ladite vitesse critique. 30 De préférence, l'étape B de séparation gaz/liquide est mise en oeuvre dans le séparateur (appelé encore dispositif de séparation dans le présent texte) selon l'invention opérant à haute température haute pression, opérant à une température comprise entre 50 et 450°C, préférentiellement entre 100 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 200 et 300°C, et une pression correspondant à la pression de sortie de l'effluent obtenu à l'étape A d'hydrotraitement diminuée des pertes de charges. 8 La conception innovante du séparateur permet de limiter la quantité de distillats moyens dissous envoyés dans l'étape D. Les distillats moyens sont les produits d'intérêt de ce procédé et les envoyer dans l'étape D conduirait à leur surcraquage partiel. Ce nouveau séparateur pour l'étape B permet de maximiser la sélectivité du procédé et son rendement en distillats moyens. Par ailleurs, ce séparateur 5 permet de limiter la quantité de disulfure d'hydrogène et d'ammoniac envoyée vers l'étape D : Ces composants sont des inhibiteurs des réactions d'hydrocraquage, ne pas les envoyer dans l'étape D permet d'améliorer la mise en oeuvre de cette étape en réduisant le temps de séjour à iso-temps de cycle catalytique, le temps de cycle étant défini comme la période entre deux remplacements de catalyseur. Ce nouveau séparateur permet également de limiter le débit volumique alimentant la 10 section où l'on opère l'étape D, ce qui a pour effet direct de diminuer son volume et donc l'investissement associé à la conception de cette section. De manière préférée, le flux de stripping injecté dans le séparateur selon l'invention correspond au débit d'hydrogène d'appoint du procédé d'hydrocraquage. Optionnellement le flux de media de stripping peut être composé d'hydrocarbure légers (C1-C4), d'essence légère ou tout autre flux vapeur 15 dans les conditions opératoires du séparateur. De manière préférée, le flux d'huile de lavage injecté dans le séparateur selon l'invention, quand celui-ci comprend également un compartiment de lavage, est un flux issu de l'étape F de fractionnement, par exemple une partie de l'huile non convertie, ou un flux de distillats sous vides dans le cas où l'étape F se fait avec une distillation sous vide. Le flux d'huile de lavage peut également être de l'huile 20 des asphaltée (DAO), de l'huile aromatique issue d'un craquage catalytique ou tout autre charge compatible avec les étapes c et d. En particulier, l'huile de lavage devra de préférence être pauvre en composé azotés, de préférence avoir une teneur en azote inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 50 ppm poids. Conformément à l'invention, l'étape D d'hydrocraquage HCK1 opère en présence d'au moins un 25 catalyseur d'hydrocraquage. De préférence, le catalyseur d'hydrocraquage est choisi parmi les catalyseurs classiques d'hydrocraquage connus de l'homme du métier : Les catalyseurs d'hydrocraquage utilisés dans les procédés d'hydrocraquage sont tous du type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 m2.g-1 30 généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de 35 la classification périodique et au moins un métal du groupe VIII. De préférence, le ou les catalyseurs 9 d'hydrocraquage comprennent une fonction hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine et de préférence le cobalt et le nickel et/ou au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence parmi le molybdène et le tungstène. 5 De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 2 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d'oxydes. De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 25% poids et de préférence entre 15 et 22% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage 10 poids d'oxydes. Le ou les catalyseurs peuvent également éventuellement au moins un élément promoteur déposé sur le catalyseur et choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement au moins un élément du groupe VIIA (chlore, fluor préférés), et éventuellement au moins un élément du groupe VIIB (manganèse préféré), éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium 15 préféré). De préférence, le ou les catalyseurs d'hydrocraquage utilisés dans l'étape D comprennent une fonction acide choisie parmi l'alumine, la silice alumine et les zéolithes, de préférence choisies parmi les zéolithes Y et de préférence choisi parmi la silice alumine et les zéolithesUn catalyseur préféré utilisé dans l'étape D comprend et de préférence est constitué au moins un métal du groupe VI et/ou 20 au moins un métal du groupe VIII non noble, une zéolithe Y et de l'alumine. Un catalyseur encore plus préféré comprend et est de préférence constitué du nickel, du molybdène, une zéolithe Y et de l'alumine. Un autre catalyseur préféré comprend, et de est préférence constitué de, nickel, tungstène alumine ou silice alumine. Dans l'étape D du procédé selon l'invention, la conversion en produits ayant des points d'ébullition 25 inférieurs à 340°C, et même inférieurs 370°C, est arantageusement supérieure à 20%, et de préférence supérieure à 30%, et de manière encore plus préférée comprise entre 30 et 80% et de préférence entre 40 et 60%. Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape E de séparation gaz/liquide de l'effluent 30 issu de l'étape D, préférentiellement en mélange avec l'effluent issu de l'étape C, pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène. De préférence, l'étape E de séparation gaz/liquide est mise en oeuvre dans un séparateur haute température haute pression opérant à une température comprise entre 50 et 450°C, préférentiellement entre 100 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 200 et 300°C, et une pression correspondant à la pression de sortie de 35 l'étape A, diminuée des pertes de charges. 10 Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape H de compression, optionnelle mais préférée, où l'on comprime l'effluent gazeux obtenu à l'étape E de séparation, et comprenant au moins de l'hydrogène, avant son recycle dans au moins l'étape A d'hydrotraitement. Cette étape H est utile pour permettre le recycle du gaz en amont, c'est-à-dire dans l'étape A d'hydrotraitement, donc à 5 pression plus élevée. L'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène peut avantageusement être mélangé avec de l'hydrogène d'appoint avant ou après son introduction dans l'étape H de compression, de préférence via un compresseur d'hydrogène d'appoint (de « make up » selon la terminologie anglo-saxonne). 10 Selon une variante, une partie de l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène comprimé peut également avantageusement être envoyé dans les étapes A, D et/ou C. Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape F de fractionnement de l'effluent liquide issu de l'étape E en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des 15 points d'ébullition inférieurs à 340°C, de préférence inférieur à 370°C et de manière préférée inférieure à 380°C et une fraction liquide non convertie (égabment appelée UCO ou « unconverted oil » selon la terminologie anglo-saxonne) ayant un point d'ébullition supérieur à 340°C, de préférence supérieur à 370°C et de manière préférée supérieur à 380°C. 20 De préférence, ladite étape F de fractionnement comprend une première étape de séparation comprenant un moyen de séparation tel que par exemple un ballon séparateur ou d'un stripper à la vapeur opérant de préférence à une pression comprise entre 0,5 et 2 MPa, qui a pour but de réaliser une séparation l'hydrogène sulfuré H25 d'au moins un effluent hydrocarboné produit durant l'étape A d'hydrotraitement ou D et G d'hydrocraquage . L'effluent hydrocarboné, issu de cette première 25 séparation peut avantageusement subir une distillation atmosphérique, et dans certains cas l'association d'une distillation atmosphérique et d'une distillation sous vide. La distillation a pour but de réaliser une séparation entre les produits hydrocarbonés convertis, c'est-à-dire généralement ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 38 °C et une fraction liquide (résidu) non convertie (UCO). Selon une autre variante, 30 l'étape de fractionnement F n'est opérée que par une colonne de distillation atmosphérique. Les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C, de préférence inférieurs à 370°C, et, de manière préférée, inférburs à 380°C, sont avantageusement distillés à pression atmosphérique pour obtenir plusieurs fractions converties à point d'ébullition d'au plus 340°C, 35 et de préférence une fraction gaz légers C1-C4, au moins une fraction essence et au moins une fraction distillats moyens kérosène et gazole. La fraction liquide, résidu non convertie, (UCO) contenant des produits dont le point d'ébullition est supérieur à 340°C, de préférence supérieur à 370°C et de manière préférée supérieur à 380°C etssue de la distillation est au moins en partie et de 11 préférence en totalité introduite dans la deuxième étape HCK2 d'hydrocraquage G du procédé selon l'invention. Une purge peut avantageusement être réalisée sur la fraction liquide résidu, afin d'éviter 5 l'accumulation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) présents dans la boucle de recycle des coupes lourdes. En effet, les HPNA se forment progressivement lors de leur recycle dans la seconde étape d'hydrocraquage HCK2, et le recycle de ces composants aromatiques lourds dans la boucle de la seconde étape d'hydrocraquage a pour conséquence d'augmenter leur poids moléculaire. La présence des HPNA dans ladite boucle de recycle peut entraîner à terme une certaine perte de 10 charge : Une purge peut donc s'avérer utile afin de limiter l'accumulation de ces produits HPNA. Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape G d'hydrocraquage HCK2 de ladite fraction liquide non convertie issue de l'étape F de fractionnement, qui a été éventuellement purgée. Cette étape G opère en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrocraquage, de préférence à 15 une température comprise entre 250 et 480°C, sous uie pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. De préférence, l'étape G d'hydrocraquage selon l'invention opère à une température comprise entre 20 320 et 450°C, de manière très préférée entre 330 et435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de manière très préférée entre 9 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 311-1. Ces conditions opératoires utilisées dans l'étape G du procédé selon l'invention permettent généralement d'atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d'ébullition 25 inférieurs à 340°C, de préférence inférieurs à 370C et de manière préférée inférieurs à 380°C, supérieures à 15% poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 95% poids. Néanmoins, la conversion par passe est de préférence maintenue faible afin de maximiser la sélectivité du procédé en produit ayant des points d'ébullitions compris entre 150 et 370°C (distillat moyens). La conversion par passe est limitée par l'utilisation d'un taux de recycle élevé sur la boucle 30 de deuxième étape d'hydrocraquage HCK2. Ce taux est défini comme le ratio entre le débit d'alimentation de l'étape G et le débit de la charge de l'étape A ; préférentiellement ce ratio est compris entre 0,2 et 4, de manière préférée entre 0,5 et 2. Conformément à l'invention, l'étape G d'hydrocraquage HCK2 opère en présence d'au moins un 35 catalyseur d'hydrocraquage. De préférence, le catalyseur d'hydrocraquage de deuxième étape est choisi parmi les catalyseurs classiques d'hydrocraquage connus de l'homme du métier, déjà mentionnés plus haut concernant le catalyseur d'hydrocraquage utilisé à l'étape D. Le catalyseur d'hydrocraquage utilisé dans ladite étape G peut être identique ou différent de celui utilisé dans l'étape 12 D d'hydrocraquage HCK1, il est de préférence différent. De préférence, le ou les catalyseurs d'hydrocraquage utilisés dans l'étape G comprennent une fonction acide choisie parmi l'alumine, la silice alumine et les zéolithes, de préférence choisie parmi les zéolithes Y, et de préférence choisi parmi la silice alumine et les zéolithes. 5 Un catalyseur préféré utilisé dans l'étape G comprend et de préférence constitué au moins un métal du groupe VI et/ou au moins un métal du groupe VIII non noble, une zéolithe Y et de l'alumine. Un catalyseur encore plus préféré comprend et est de préférence constitué du nickel, du molybdène, une zéolithe Y et de l'alumine. Un autre catalyseur préféré comprend, et de est préférence constitué de, 10 nickel, de tungstène et de l'alumine ou de la silice alumine. Dans un mode de réalisation particulier, au moins une partie et de préférence la totalité de l'effluent issu de l'étape G d'hydrocraquage HCK2 peut avantageusement être envoyée une étape de séparation dédiée pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de 15 l'hydrogène. Dans ce cas, ladite deuxième étape de séparation gaz/liquide E est mise en oeuvre dans un séparateur haute température haute pression opérant à une pression et une température compatible avec la température et la pression de sortie de l'étape G, c'est-à-dire préférentiellement à une température comprise entre 200 et 390°C, sous uie pression comprise entre 2 et 25 MPa. Dans ce cas, l'effluent liquide issu de l'étape de séparation dédiée peut avantageusement être recyclé 20 dans l'étape G d'hydrocraquage. Selon une variante, l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène issu de la deuxième étape de séparation peut avantageusement être envoyé dans l'étape h) de compression. Dans ce cas, le procédé met en oeuvre deux séparateurs gaz/liquide et un seul compresseur sur la boucle de recycle 25 de l'hydrogène, ainsi qu'un seul compresseur d'hydrogène d'appoint, ce qui réduit le coût de l'installation. Selon une autre variante, l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène issu de l' étape de séparation dédiée peut être envoyé dans une deuxième étape de compression dédiée 30 L'invention a également pour objet l'installation de mise en oeuvre du procédé décrit plus haut, dans laquelle un réacteur d'hydrotraitement HDT opérant l'étape A d'hydrotraitement, le dispositif de séparation S pour opérer l'étape B et un réacteur d'hydrocraquage opérant l'étape C d'hydrocraquage HCK1, sont disposés en série vis-à-vis de leurs effluents liquides. De préférence, l'installation de mise en oeuvre du procédé selon l'une des revendications 35 précédentes, dans laquelle la paroi interne de l'enceinte du dispositif de séparation S pour opérer l'étape B est munie d'une pluralité d'ouvertures, qui sont équipées optionnellement de clapets anti- 13 retour ou dans laquelle ladite paroi interne fonctionne par débordement avec son bord supérieur est en forme de chevrons. Optionnellement, le dispositif de séparation S de l'installation comprend un compartiment de lavage c qui est muni d'un plateau distributeur du fluide de lavage, et éventuellement d'un plateau de soutirage. 5 Rentrons maintenant dans la description plus détaillée du dispositif de séparation S utilisée dans l'étape E de séparation S2 : ce dispositif de séparation de liquide et de gaz à partir d'un fluide associant une phase liquide et une phase gazeuse, est tel que : - ledit dispositif comprend une unique enceinte délimitée par des parois externes et comprenant une entrée externe du fluide, une sortie externe de liquide et une sortie externe de gaz, l'enceinte étant 10 orientée selon un axe substantiellement vertical ou oblique et étant compartimentée en au moins deux compartiments à l'aide d'au moins une paroi interne à l'enceinte et orientée substantiellement selon ledit axe, - les compartiments comprennent un compartiment amont de dégazage et un compartiment aval de strippage, 15 - le compartiment amont de dégazage est en connexion fluidique avec d'une part l'entrée externe de fluide à séparer, avec d'autre part une première sortie de gaz et une sortie de liquide dégazé, - le compartiment de strippage est en connexion fluidique avec une entrée dudit liquide dégazé, une entrée de média de strippage, une deuxième sortie de gaz et une sortie de liquide, - les premières et deuxièmes sorties de gaz sont en connexion fluidique avec la sortie externe de gaz 20 de l'enceinte, - la sortie de liquide du compartiment de strippage est en connexion fluidique avec la sortie externe de liquide de l'enceinte, - le passage du liquide dégazé depuis la sortie du compartiment de dégazage vers l'entrée du compartiment de strippage est assuré par au moins une ouverture pratiquée dans la paroi interne 25 et/ou par débordement au-dessus de ladite paroi interne séparant lesdits compartiments. Le terme de strippage est également connu sous le terme anglo-saxon de « stripping ». Les termes « amont » et « aval » se rapportent à l'écoulement général du fluide à séparer dans l'enceinte. Le terme de « compartiment » est à comprendre comme une zone dans l'enceinte délimitée au moins partiellement par au moins une paroi interne, notamment latérale. Le terme de « section » pourra 30 aussi être utilisé dans le présent texte avec la même signification. 14 Dans l'invention, on a donc recours à un dispositif de séparation pour l'étape E avec une unique enceinte, pour privilégier la compacité du dispositif dans son ensemble. Le dispositif de séparation l'invention utilise deux sections au moins, dont une première section de dégazage, où le fluide à séparer va se rapprocher de son équilibre thermodynamique, notamment en 5 termes de température, avec une première partie du gaz contenu dans le fluide qui se sépare naturellement du fluide sans action mécanique ou autre, sauf à ajuster de façon appropriée le dimensionnement de cette section en fonction de certains paramètres liés aux caractéristiques physico-chimiques du fluide et à son débit. Il peut s'agir du dimensionnement de la section de passage du fluide, de la surface de passage du gaz extrait du fluide, selon également le temps de 10 passage du fluide dans cette section visé dans cette section pour atteindre le niveau de dégazage voulu. Le dispositif de séparation utilise ensuite une section de strippage, opération consistant à traiter le fluide dégazé en vue de vaporiser le maximum des composés gazeux restants, qui sont dissous dans la phase liquide du fluide. Le traitement consiste à injecter un media de strippage, à savoir un gaz 15 comme de l'hydrogène, de l'eau sous forme de vapeur ou de l'azote, injection de gaz qui permet de baisser la pression partielle des gaz à séparer et ainsi de les vaporiser. Là encore, on peut ajuster l'efficacité de la séparation obtenue dans cette section en choisissant un dimensionnement approprié, notamment une surface de passage des gaz adéquate qui va également définir le temps de séjour du fluide dans cette section. 20 Ces deux opérations successives, à elles seules, permettent d'obtenir une séparation très efficace du fluide à traiter. Et la délimitation des compartiments dans lesquels ces opérations sont réalisées, par ajout de paroi(s) interne(s) dans l'enceinte du séparateur, est simple à mettre en oeuvre, et, surtout, permet de rendre le séparateur flexible en adaptant la forme, le dimensionnement et la disposition de la ou de ces parois en fonction des caractéristiques du fluide à traiter. Cette paroi est notamment 25 adaptable pour ajuster le transfert du fluide dégazé depuis le compartiment de dégazage vers le compartiment de strippage : - on va pouvoir, notamment, ajuster sa hauteur relative par rapport à celle de l'enceinte et par rapport au niveau de fluide attendu dans l'enceinte si on choisit un transfert par débordement, - on va pouvoir, de même, choisir la forme de l'ouverture dans la paroi et/ou la taille et/ou le nombre et la position des 30 orifices, leur répartition, leur niveau sur la hauteur de la paroi par rapport au niveau de fluide attendu également, si l'entrée du liquide dans le compartiment de strippage se fait à travers la paroi par un ou plusieurs orifices. Ce transfert direct d'un compartiment à l'autre, d'une opération à l'autre, est très avantageux, notamment en termes de limitation du temps de séjour du fluide (meilleur rendement), en termes de 35 limitation de perte de charge .... 15 Selon un mode de réalisation, cette paroi interne est munie d'une pluralité d'ouvertures, équipées optionnellement de clapets anti-retour. La présence de ces clapets garantit une absence de reflux du liquide depuis le compartiment de strippage vers le compartiment de dégazage. Selon un autre mode de réalisation, cette paroi interne fonctionne par débordement et son bord 5 supérieur est en forme de chevrons, ce qui améliore la stabilisation et l'homogénéisation de l'écoulement de liquide depuis le compartiment de dégazage vers le compartiment de strippage. Selon une variante de l'invention, les parois externes de l'enceinte comprennent des parois latérales, une paroi de fond et une paroi supérieure, la paroi interne étant plane et venant relier entre elles deux zones des parois latérales externes de l'enceinte, les compartiments amont de dégazage et aval de 10 strippage étant chacun délimités latéralement d'une part par ladite paroi interne et d'autre part par une portion de parois latérales externes de part et d'autre de ladite paroi interne. Selon une autre variante, la paroi interne délimite à elle seule un des compartiments en étant fermée latéralement, et est notamment disposée de façon concentrique autour de l'axe de l'enceinte. Dans ce cas de figure, de préférence, l'enceinte a des parois externes latérales essentiellement 15 cylindriques, et la paroi interne est concentrique auxdites parois cylindriques, avec le compartiment amont de dégazage disposé le plus à l'extérieur et de forme annulaire, et le compartiment aval de strippage disposé à l'intérieur de la paroi interne, ou réciproquement. Selon une configuration particulière de cette autre variante, la paroi interne se prolonge en partie inférieure vers les parois latérales externes de l'enceinte par un plateau plein, ladite paroi faisant 20 office de déversoir. Au-dessus du plateau, est disposée l'entrée externe de fluide, le compartiment de dégazage étant délimité par la paroi interne et la paroi externe de l'enceinte latéralement et par le plateau en partie inférieure, le compartiment de strippage étant délimité par la portion interne de la paroi interne et la zone de l'enceinte située sous le plateau plein du compartiment de dégazage. Contrairement aux précédentes configurations, dans ce cas, les deux compartiments sont 25 substantiellement superposés l'un à l'autre, et non accolés latéralement l'un à l'autre. Selon un mode de réalisation optionnel préféré, l'enceinte selon l'invention comprend un troisième compartiment dit de lavage, en aval des deux premiers compartiments, et disposé au-dessus d'eux dans l'enceinte. Ce compartiment de lavage est avantageusement muni d'une part une entrée externe de fluide de lavage, d'une première entrée de gaz en connexion fluidique avec la première sortie de 30 gaz du premier compartiment de dégazage et d'une deuxième entrée de gaz en connexion fluidique avec la deuxième sortie de gaz provenant du deuxième compartiment de strippage, et d'autre part d'une sortie de liquide en connexion fluidique avec le deuxième compartiment de strippage et d'une sortie de gaz en connexion fluidique avec la sortie de gaz externe de l'enceinte. 16 Le fluide de lavage peut être composé d'hydrocarbures : de préférence on choisit une essence de coupe légère ou plus lourde (LVGO, HVGO), ou encore une huile désasphaltée ou une coupe de distillats moyens (gazole ou kérosène), un naphta, une huile aromatique issue d'un craquage catalytique. Ce fluide peut d'ailleurs être issu de l'installation où est disposé le dispositif de séparation 5 selon l'invention, par exemple il peut être issu d'une opération de distillation sous vide dans un procédé d'hydrocraquage ou être une charge externe, qui sera ensuite traitée dans un réacteur disposé en aval du dispositif de séparation de l'invention. Dans ce compartiment de lavage, on a de préférence un contact à contre-courant entre une phase liquide descendante et une phase essentiellement gazeuse montante. De préférence, le compartiment 10 de lavage comprend un plateau distributeur du fluide de lavage, et éventuellement un plateau de soutirage. Dans le cas où l'on prévoit un compartiment de lavage, on prévoit avantageusement que la paroi interne orientée substantiellement verticalement est surmontée, à l'aplomb de son bord supérieur, par un plateau incliné rejoignant la paroi externe latérale de l'enceinte de sorte à recouvrir le premier 15 compartiment de dégazage disposé entre la paroi interne et la paroi externe latérale et à diriger le liquide sortant de la sortie de liquide du compartiment de lavage à l'aplomb dudit premier compartiment de dégazage vers une entrée du deuxième compartiment de strippage. On évite ainsi, dans cette configuration, que du liquide provenant du compartiment de lavage ne retourne dans le compartiment de dégazage. 20 Toujours dans le cas où l'on prévoit un compartiment de lavage, dans la configuration où la paroi interne délimite à elle seule le premier compartiment de dégazage, on la surmonte avantageusement au-dessus de son bord supérieur d'un toit pentu, de sorte à recouvrir le premier compartiment de dégazage et à diriger le liquide sortant de la sortie de liquide du compartiment de lavage à l'aplomb dudit premier compartiment vers une entrée du deuxième compartiment de strippage disposé entre 25 ladite paroi interne et la paroi latérale externe de l'enceinte. Là encore, dans le cas où le compartiment de dégazage se trouve « au milieu » de l'enceinte, ce toit empêche tout liquide provenant du compartiment de lavage de retourner dans le compartiment de dégazage. De façon générale donc, quelle que soit la configuration relative du compartiment de dégazage et de strippage, le compartiment de lavage se trouve au-dessus d'eux, et il est judicieux de prévoir tout 30 moyen déflecteur pour empêcher ou limiter le retour de liquide du compartiment de lavage vers le compartiment de dégazage. L'invention a également pour objet tout procédé de mise en oeuvre du dispositif de séparation précédemment décrit, et tel qu'on opère les étapes successives suivantes : 17 - une étape de dégazage du fluide à séparer en phase liquide et en phase gazeuse en approchant le fluide de son équilibre thermodynamique dans le premier compartiment de dégazage, - une étape de strippage par injection d'un média de strippage pour vaporiser une partie au moins des composants légers dissous dans le liquide obtenu par l'étape de dégazage dans le compartiment de 5 strippage, - éventuellement une étape de lavage par injection d'un média de lavage pour condenser les composés lourds issus de l'étape de dégazage et/ou de strippage dans le compartiment de lavage. Avantageusement, on peut séparer par ce procédé en phase liquide et en phase gazeuse un fluide présentant un débit massique gaz sur liquide G/L compris entre 0,1 et 10, et de préférence entre 0,5 10 et 2. Ce procédé s'applique donc à une très large gamme de fluides. Avantageusement, la température du fluide à séparer par ce procédé peut être comprise entre 20 et 600°C, et de préférence entre 150 et 450°C. Le proédé s'applique donc aussi bien à des températures proches de l'ambiante qu'à haute température. Avantageusement, la pression du fluide à séparer par ce procédé peut être comprise entre 0,1 et 25 15 MPa, notamment entre 15 et 20 MPa. Là encore, le procédé s'applique ainsi aussi bien à des pressions relativement faibles de fluides qu'à des pressions très élevées. Avantageusement, le temps de passage du fluide dans le compartiment de dégazage et/ou dans le compartiment de strippage est compris entre 30 secondes et 10 minutes, ce qui rend le temps de séjour total du fluide dans le compartiment raisonnable sur le plan industriel. 20 De préférence, la section de passage du fluide dans le compartiment de dégazage et/ou dans le compartiment de strippage, et/ou dans le compartiment de lavage quand il est présent, est choisie suffisante pour limiter la vitesse du gaz en dessous de la vitesse critique d'entraînement des gouttelettes, de préférence en dessous de 90% ou en dessous de 80% de ladite vitesse critique. On rappelle que la vitesse critique vc est calculable, de façon connue, à l'aide de la formule suivante, 25 avec dl la densité de la phase liquide, et dg la densité de la phase gazeuse du fluide : = 0.48 - IL Description détaillée 30 L'invention sera ci-après détaillée à l'aide d'exemples non limitatifs, illustrés par les figures suivantes : - Figure 1 : une représentation fonctionnelle du principe de fonctionnement du dispositif de séparation selon un premier exemple selon l'invention, 18 - Figures 2a,2b : une première variante du dispositif de séparation selon l'invention, respectivement selon une coupe verticale et une coupe horizontale à mi-hauteur selon le premier exemple selon l'invention, - Figures 3a,3b : une deuxième variante du dispositif de séparation selon l'invention, 5 respectivement selon une coupe verticale et une coupe horizontale à mi-hauteur, selon le premier exemple selon l'invention, - Figures 4a,4b : une troisième variante du dispositif de séparation selon l'invention, respectivement selon une coupe verticale et une coupe horizontale à mi-hauteur, selon le premier exemple selon l'invention, 10 - Figure 5 : une quatrième variante du dispositif de séparation selon l'invention selon une coupe verticale, selon le premier exemple selon l'invention, - Figure 6: la première variante des figures 2a,2b selon une vue cavalière avec la représentation des flux de fluide dans le dispositif ; selon le premier exemple selon l'invention, - Figure 7 : une représentation fonctionnelle du principe de fonctionnement du dispositif de 15 séparation selon un deuxième exemple selon l'invention ; - Figure 8: une représentation fonctionnelle d'un procédé d'hydrocraquage intégrant le dispositif de séparation des figures précédentes. Les figures sont schématiques et les différents éléments représentés ne sont pas nécessairement à l'échelle. Le dispositif de séparation selon l'invention, aussi désigné sous le terme de séparateur, 20 définit une enceinte dont la plus grande dimension est disposée selon un axe vertical X dans sa position de fonctionnement, et c'est ainsi qu'il est représenté aux figures. Les composants identiques/ présentant la même signification gardent la même référence d'une figure à l'autre. On décrit dans un premier temps les figures 1 à 7, centrées sur le dispositif de séparation utilisé à l'étape E du procédé d'hydrocraquage en deux étapes de l'invention : 25 La figure 1 est donc une représentation fonctionnelle de la séparation gaz/liquide opérée par le séparateur selon l'invention. Prenons l'exemple d'un fluide sous forme d'un flux diphasique liquide/vapeur dont le rapport des débits massiques gaz sur liquide G/L est compris entre 0,1 et 2, et de préférence entre 0,5 et 2. La température du flux à séparer est comprise entre 20°C et 600°C, préférentiellement entre 150 et 450°C. La pression du flux à séparer est comprise entre 0,1 et 25 30 MPa, préférentiellement entre 15 et 20 MPa. Le flux à séparer est par exemple l'effluent d'un réacteur d'hydrotraitement en lit fixe, ou l'effluent d'un réacteur d'hydrocraquage en lit fixe. La séparation selon l'invention se fait en trois sections (appelées également compartiments dans la description qui suit des différentes variantes de séparateur) : une section a de dégazage, une section 19 b de strippage (« stripping » en anglais), et une section optionnelle c de lavage. Ces deux ou trois sections sont selon l'invention intégrées dans un même séparateur, dans une unique enceinte donc. Tout le séparateur fonctionne à la même pression, ou sensiblement à la même pression que celle du flux entrant 1 diphasique à séparer. 5 Le flux à séparer 1 est injecté dans la section de dégazage a. Cette opération a pour but d'opérer une première séparation, en laissant le fluide atteindre ou se rapprocher de son équilibre thermodynamique, en température et en pression. On peut alors soutirer de la section a un flux majoritairement liquide 2, dit liquide dégazé, et un flux majoritairement gazeux 3. Pour assurer que cette première séparation s'opère de façon efficace, la section de dégazage a est 10 dimensionnée de manière à limiter l'entraînement de gouttelettes liquides dans le flux 3 : la surface de passage du flux de gaz 3 dans la section a est choisie suffisante pour limiter la vitesse du gaz en dessous de la vitesse critique d'entraînement des gouttelettes, préférentiellement en dessous de 90% de cette vitesse, encore plus préférentiellement en dessous de 80% de cette vitesse critique. La vitesse critique est définie comme la vitesse de chute de gouttelettes de 100 micromètres de diamètre 15 dans le flux de gaz aux conditions opératoires de la section a. Elle varie en fonction des propriétés du gaz et du liquide du flux à traiter, ainsi que des conditions opératoires (débit, température, pression...). Le temps de passage du flux 1 dans la section a est généralement compris entre 30 secondes et 10 minutes, c'est un temps suffisant pour que le flux se stabilise thermodynamiquement et pour que le dégazage se fasse, avec une partie supérieure 20 contenant du gaz majoritairement avec un peu de liquide, et en partie inférieure majoritairement un liquide, contenant encore une certaine portion de gaz, et une interface entre ces deux parties. Dans la zone a, on a ainsi une zone inférieure dans laquelle, en fonctionnement, on trouve une phase continue liquide et une zone supérieure dans laquelle on trouve une phase continue gazeuse. Ces deux phases sont délimitées l'une par rapport à l'autre par une interface, qui va définir le niveau de 25 liquide dans cette zone. Le flux majoritairement liquide 2 sortant de la section a est injecté ensuite dans la section b de strippage. Cette opération a pour objectif de vaporiser une partie des composants légers/gazeux dans le liquide dégazé 2. Pour réaliser le strippage, on vient injecter un flux 8 d'un media de strippage dans la section b, ce média étant ici de l'hydrogène: l'injection d'hydrogène permet de baisser la pression partielle des gaz (hydrocarbures) à séparer et de les vaporiser. La section b 30 peut optionnellement être munie de chevrons, de plateaux (tels que des « shower decks », « discs » et « donuts » selon la terminologie anglaise, à calottes, à clapets ou tout autre technologie de plateau de distillation connus de l'homme du métier). On peut choisir alternativement d'autres gaz que l'hydrogène comme média de strippage, comme par exemple un gaz léger comme de la vapeur d'eau ou de l'azote. 20 La surface de passage du gaz dans la section b est suffisante pour limiter la vitesse du gaz en dessous de la vitesse critique d'entrainement des gouttelettes, préférentiellement en dessous de 90% de cette vitesse, encore plus préférentiellement en dessous de 80% de cette vitesse critique. Le temps de passage du liquide dans la section b est compris entre 30 secondes et 10 minutes. 5 Dans la zone b, en fonctionnement, on va avoir également une zone inférieure dans laquelle on trouve une phase continue liquide et une zone supérieure dans laquelle on trouve une phase continue gazeuse les deux zones inférieure et supérieures étant délimitées l'une par rapport à l'autre par une interface définissant le niveau de liquide dans la section de strippage b. Le flux de gaz 3 issu de l'étape a est injecté avec le flux de gaz 9 issu de la section b dans la section 10 de lavage c. Cette étape de lavage est optionnelle. Elle permet de réduire la quantité de composés lourds entraînée dans le flux de gaz 5 qui sort du séparateur. L'objectif de cette étape est de condenser les composés lourds issus de la section a et, dans une moindre mesure, de la section b. Elle permet également de récupérer les gouttelettes de liquides entraînées depuis ces sections. Un flux 4 d'un media de lavage est injecté dans la section c pour absorber ces composés lourds. Ce 15 media de lavage peut être composé d'hydrocarbures. Préférentiellement, ce flux est un gazole sous vide léger ou lourd (connus sous leurs acronymes anglais LVGO et HVGO), une huile désasphaltée (DAO) ou une coupe de distillats moyens (gazole ou kérosène), un naphta, une huile aromatique issue d'un craquage catalytique (LCO/HCO). Le flux de lavage peut être issu du procédé où le séparateur est installé ou importé, par exemple issu d'une distillation sous vide installée dans le 20 procédé d'hydrocraquage concerné. Il peut également être une charge externe qui est ensuite traitée dans des réacteurs installés en aval du séparateur, sur sa sortie de gaz ou sur sa sortie de liquide. Dans cette section de lavage c, on a un contact à contre-courant entre une phase liquide descendante et une phase essentiellement gazeuse montante, selon une technologie connue de l'homme du métier. 25 La section c est préférentiellement munie d'un packing structuré ou en vrac, préférentiellement structuré, maximisant les échanges liquides/vapeur. La section c peut également être composée de chevrons, de plateaux tels que (« shower decks « disc » & donuts »), à clapet ou tout autre technologie de plateau de distillation connu de l'homme du métier. A noter que si la section b et la section c peuvent être toutes les deux munies de garnissages, aussi 30 appelées internes, telles que ceux cités plus haut, elles restent distinctes l'une de l'autre, les flux entrée/sortie qui les traversent étant différents : le flux qui traverse la zone c est majoritairement, notamment essentiellement, gazeux, qui contient du liquide dispersé en son sein, alors que la zone b est traversée par un flux majoritairement, notamment essentiellement, liquide avec du gaz dispersé en son sein. 21 La surface de passage du gaz issu de la section c est suffisante pour limiter la vitesse du gaz en dessous de la vitesse critique d'entraînement des gouttelettes, préférentiellement en dessous de 90% de cette vitesse, encore plus préférentiellement en dessous de 80% de cette vitesse critique. De manière optionnelle, un matelas dit « coalescer » (ou « mesh » selon le terme anglo-saxon ou 5 encore coalesceur en français) est installé dans la partie supérieure de la section c, afin de coalescer les gouttelettes entraînées, pour augmenter le diamètre de ces gouttelettes et en limiter l'entraînement dans le gaz. L'écoulement sur les garnissages est de type ruisselant (la phase continue est ici la phase gazeuse). Dans le cas où le média de lavage est liquide dans les conditions opératoires, l'huile de lavage 10 absorbe une partie des hydrocarbures issus de les sections a et c et permet d'éviter l'export de gouttelettes dans le flux de gaz 5 sortant du séparateur. Ceci permet d'augmenter la vitesse des gaz dans la section a, et donc d'en limiter la surface de passage. Limiter l'export de gouttelettes dans le flux de gaz 5 est avantageux pour les équipements disposés en aval du séparateur, car cela limite les fluctuations de composition et éventuellement l'encrassage de ces équipements. 15 Dans le cas où le média de lavage est partiellement ou totalement vaporisé dans la section c, sa vaporisation permet d'accentuer le phénomène de condensation des vapeurs les plus lourdes issues des sections a et b. Dans ce cas, le média pourra avantageusement être traité dans un réacteur installé en aval de la sortie de gaz 5 du séparateur (par exemple un réacteur d'hydrodésulfuration de distillats moyens). 20 La température du flux de média de lavage 4 est préférentiellement inférieure à la température du flux 1 entrant dans la section a de dégazage, afin de maximiser le phénomène de condensation des vapeurs lourdes et d'en limiter ainsi le débit. La température du flux 4 peut être contrôlée par un échangeur thermique en amont de l'injection dans le séparateur. La température du flux 1 est avantageusement comprise entre 20 et 600°C, et de préférence entre 25 150 et 450°C. La température du flux 4 est avantageusement comprise également entre 20 et 600°C, même gamme que pour le flux 1 donc. Mais de préférence, la température du flux 4 est choisie 50°C plus froide que la température du flux 1, et encore plus préférentiellement 100°C plus froide que la température du flux 1. Le débit du flux 4 est choisi suffisant pour obtenir un mouillage du « packing » ou des plateaux 30 utilisés dans la section c. Le flux de liquide 6 issu de la section de lavage c est également injecté dans la section b de stripping. Ce flux est composé des composés condensés dans la section c et du média de lavage du flux 4 non vaporisé. 22 Un média de stripping peut optionnellement être injecté aussi dans la section de dégazage a. La température de la section de stripping b est la température d'équilibre thermodynamique du mélange des flux 2, 6 et 8, elle est généralement inférieure à la température de la section a de dégazage de quelques degrés. 5 En synthèse, les différents échanges/transferts de flux dans les trois sections du séparateur S sont donc les suivants : - le fluide à séparer 1 entre depuis l'extérieur du séparateur dans la section a de dégazage - il sort de la section a un liquide 2 dégazé vers la section de strippage b - il sort de la section a un gaz 3 qui va vers la section de lavage c 10 - le liquide dégazé 2 entre dans la section de strippage b - un media de strippage 8 entre dans la section de strippage b - sortent de la section de strippage un gaz 9 vers la section de lavage c et un liquide 7 vers l'extérieur du séparateur - dans la section de lavage, entrent le gaz 3 provenant de la section de dégazage a, le gaz 9 15 provenant de la section de strippage b, le media de lavage 4 - sortent de la section de lavage c, un flux de liquide 6 vers la section de strippage b, et un flux de gaz 5 vers l'extérieur du séparateur. Globalement, on a donc un flux entrant bi phasique liquide/gaz 1 dans le séparateur par la section de dégazage a, un flux de liquide 7 sortant par la section de strippage b et un flux de gaz 5 sortant par la 20 section de lavage c. Sont décrites ci-après une à une les différentes variantes de conception de séparateur mettant en oeuvre ce procédé de séparation. Dans toutes les variantes représentées aux figures 2 à 6, le séparateur S présente une enceinte unique de parois latérales sensiblement cylindriques, avec une paroi de fond et une paroi supérieures toutes deux légèrement arrondies/ convexes / qui peuvent 25 donc présenter une forme hémisphérique ou hémi-elliptique. Cette forme fait qu'on peut désigner ce type d'enceinte également sous le terme de « ballon » séparateur. Le séparateur, en position de fonctionnement, est orienté selon l'axe X des parois cylindriques, axe ici vertical. Naturellement, l'invention s'applique de la même manière à des séparateurs dont la section n'est pas cylindrique ou qui est orienté de façon oblique par rapport à la verticale, ainsi qu'à des séparateurs dont la paroi de 30 fond et/ou la paroi supérieure ne sont pas arrondies mais planes par exemple. 23 Selon les figures 2a et 2b et 6, une première variante de séparateur S est représentée avec donc ses parois latérales L cylindriques. Une paroi interne P1 est disposée à l'intérieur de l'enceinte : c'est une paroi plane et orientée verticalement. En partie inférieure, elle repose sur la paroi de fond de l'enceinte, et son bord supérieur bs correspond approximativement entre la moitié et les 2/3 de la 5 hauteur H des parois latérales L cylindriques de l'enceinte. Cette paroi P1 rejoint par ses deux bords latéraux la paroi latérale de l'enceinte, et définit ainsi deux compartiments coaxiaux : le compartiment a de dégazage et le compartiment b de strippage. Le compartiment a est muni de l'entrée 1 du fluide à séparer En partie supérieure, au-dessus du bord supérieur bs de la paroi interne P1, se trouve le 10 compartiment de lavage c, comme représenté en figure 6. La paroi P1, comme représenté en figure 6 également, est munie d'orifices x traversants et répartis sur une bande de hauteur h : la position, la taille, la répartition de ces orifices sont choisies de façon à laisser passer le liquide dégazé 3 depuis le compartiment a vers le compartiment b, en maintenant le fluide 1 pendant un temps de séjour suffisant dans le compartiment de dégazage. La surface de 15 passage liquide de l'ensemble des orifices x est telle que le flux liquide 3 qui les traverse est au moins égal au flux liquide venant du flux 1. Optionnellement, les orifices x, ou au moins certains d'entre eux, sont munis de clapets anti-retour (non représentés) pour minimiser la recirculation de liquide depuis le compartiment b vers le compartiment a. Alternativement, on garder une paroi P1 pleine et le liquide dégazé 3 est transféré du compartiment a 20 au compartiment b par débordement du liquide par-dessus le bord supérieur bs de la paroi interne Pl, qui fait déversoir. Dans ce cas, le temps de séjour du fluide dans le compartiment est fonction, notamment, de la hauteur hl du bord supérieur bs en question, et, de préférence, on équipe ce bord supérieur, faisant office de déversoir, de chevrons, de façon à stabiliser et à homogénéiser l'écoulement de liquide du compartiment a au compartiment b. 25 Le bord supérieur bs de la paroi interne P1 est surmonté d'une paroi d, représentée à la figure 6, qui est une paroi disposée au-dessus, du bord supérieur bs jusqu'aux parois latérales L de l'enceinte. Elle est de préférence sans contact avec le bord supérieur pour des raisons mécaniques, mais il est également possible de prévoir une continuité entre le bord supérieur bs et cette paroi d. Cette paroi d est orientée de façon oblique vers le centre de l'enceinte sous forme d'un plateau incliné qui sépare le 30 compartiment a du compartiment c de lavage. Ce plateau incliné est optionnellement muni de clapets et/ou de calottes afin de laisser passer le gaz issu du compartiment a vers le compartiment c, mais en évitant le passage de liquide depuis le compartiment c vers le compartiment a. De préférence, le plateau incliné d n'est pas en contact avec la paroi interne de séparation P1 entre a et b. L'angle d'inclinaison du plateau d par rapport à l'horizontale est compris entre 1° et 45°, de préférence ente 35 5° et 30°. Ici, à titre d'exemple, il est d'environ20°. 24 La surface de passage du gaz issu du compartiment a vers le compartiment c via le flux 3 est choisie suffisante pour limiter la vitesse du gaz en dessous de la vitesse critique d'entrainement des gouttelettes, préférentiellement en dessous de 90% de cette vitesse, encore plus préférentiellement en dessous de 80% de cette vitesse critique. 5 Le temps de passage du liquide dans le compartiment b de strippage est compris entre 30 secondes et 10 minutes. Le média de strippage (flux 8) est injecté dans le compartiment b à travers un diffuseur. L'orifice de soutirage liquide (flux 7) du compartiment de strippage b est préférentiellement muni d'un dispositif anti vortex conventionnel, afin de limiter l'entraînement de gaz dans le conduit évacuant le liquide du compartiment. Il peut s'agir par exemple de croisillons. 10 Quand le compartiment c de lavage existe, comme c'est le cas représenté aux figures 2 et 6, alors l'huile de lavage est injectée dans le compartiment c via un plateau distributeur (non représenté) assurant une répartition homogène sur les internes du compartiment c, qui est de préférence muni d'un packing structuré ou en vrac, préférentiellement structuré, maximisant les échanges liquide/vapeur. 15 Le compartiment c peut également aussi comporter des chevrons, de plateaux tels que des « shower decks, disc & donuts », à clapet ou tout autre technologie de plateau de distillation conventionnelle. La surface de passage du gaz (flux 5) issu du compartiment c est choisie suffisante pour limiter la vitesse du gaz en dessous de la vitesse critique d'entraînement des gouttelettes, préférentiellement en dessous de 90% de cette vitesse, encore plus préférentiellement en dessous de 80% de cette 20 vitesse critique. Les figures 3a et 3b décrivent une deuxième variante de séparateur S. Ne sera décrit que ce qui diffère d'avec la première variante décrite plus haut. La différence principale est la modification dans la configuration relative entre les compartiments a et b : Ici ils sont disposés de façon concentrique à l'axe vertical du séparateur, par une paroi interne P2 qui définit un cylindre posé sur la paroi de fond 25 du séparateur et centré sur l'axe vertical de celui-ci : on a ainsi un compartiment a de dégazage à l'extérieur par rapport à l'axe vertical du séparateur, de forme sensiblement annulaire et délimité par cette paroi P2 d'une part et par les parois latérales externes L du séparateur d'autre part, et le compartiment b qui est délimité par l'espace intérieur défini par la paroi interne P2 cylindrique. La paroi inclinée d2 séparant le compartiment a du compartiment c est cette fois sensiblement sous 30 forme d'un tronc de cône dont la base la plus petite surmontant le bord supérieur cylindrique, avec ou sans continuité , de la paroi P2, et dont la base la plus grande rejoint les parois latérales externes L du séparateur. Les figures 4a et 4b décrivent une troisième variante de séparateur S. Ne sera décrit, pour cette variante, que ce qui diffère d'avec la deuxième variante décrite plus haut. Dans cette variante, les 25 deux compartiments a et b sont disposés de façon concentrique comme dans la deuxième variante, mais cette fois c'est le compartiment b qui est de forme annulaire et qui est disposé à l'extérieur, et le compartiment a qui est délimité par l'espace intérieur cylindrique délimité par la paroi interne P3. La paroi inclinée d3 séparant le compartiment a du compartiment supérieur de lavage c présente cette 5 fois la forme d'un toit conique venant surmonter à une certaine distance le bord supérieur bs de la paroi P3 en présentant à sa base un diamètre légèrement supérieur à celui de la paroi P3. Le gaz (flux 3) peut ainsi circuler comme représenté depuis le compartiment a vers le compartiment c en s'écoulant vers le haut entre le bord supérieur de la paroi P3 et la base du toit d3. La figure 5 est une quatrième variante de séparateur, où la séparation entre les compartiments a et b 10 se fait à l'aide d'un plateau plein P4 disposé sensiblement horizontalement dans l'enceinte et de forme annulaire et plein, et muni d'un déversoir constitué par l'ouverture centrale circulaire du plateau plein se prolongeant vers le haut en une portion de paroi cylindrique P4 pleine sur une hauteur donnée. L'injection du flux 1 de fluide à traiter se fait au-dessus du plateau P4. En partie haute du déversoir P5, au-dessus de son bord supérieur, est disposé un toit conique d3 de même conception que celui 15 utilisé dans la variante précédente. Le compartiment a de dégazage est la zone située au-dessus du plateau P4 jusqu'à la hauteur du bord supérieur du déversoir P5. Le compartiment b est la zone qui comprend l'espace interne délimité par la paroi P5 du déversoir et l'espace qui se trouve sous le plateau P4. Le compartiment c de lavage est au-dessus de l'ensemble, comme dans les variantes précédentes. 20 Le fluide passe du compartiment a au compartiment b (flux 2) en débordant au-dessus du bord supérieur du déversoir P5 : le temps de séjour du fluide dans le compartiment de dégazage a est fonction de la hauteur du déversoir. Les surfaces de passage du gaz depuis le compartiment a et depuis le compartiment b, et le temps de passage du liquide dans les compartiments a et b sont choisies comme précédemment. 25 L'arête du déversoir P4 est préférentiellement en forme de chevrons afin de stabiliser et homogénéifier l'écoulement de liquide issu du compartiment a. La figure 7 représente une représentation fonctionnelle du principe de fonctionnement du dispositif de séparation selon un deuxième exemple de réalisation selon l'invention : ici il n'y a plus de section de lavage c, et seulement les sections /compartiments a et b : les flux 3 et 9 de gaz se rejoignent pour 30 constituer un flux de gaz de sortie 5, il n'y a plus de flux 6 depuis la section de lavage c jusqu'à la section de strippage b. Ce deuxième exemple permet d'avoir une conception plus simple de dispositif, et donne également de très bons résultats, même si l'amélioration peut être moins importante que celle apportée par le premier exemple de réalisation de l'invention, elle reste significative. 26 En synthèse pour l'ensemble de ces variantes concernant le dispositif de séparation, de nombreuses variables, outre le choix des sections de passage de gaz et de liquide d'un compartiment à un autre, on a un certain nombre d'autres paramètres sur lesquels on peut jouer pour ajuster la qualité de la séparation obtenue : il peut s'agir, notamment, du débit de média de strippage injecté dans le 5 compartiment b, ou encore du choix de la température du flux du fluide de lavage 4 dans le compartiment c (pour limiter/ maitriser l'entraînement de lourds dans le flux 5 de sortie externe de gaz. On décrit dans un second temps la figure 8, qui représente fonctionnellement un mode de réalisation du procédé d'hydrocraquage en deux étapes intégrant le dispositif de séparation S décrit avec les figures précédentes 1 à 7 : 10 - la charge est envoyée à l'étape A d'hydrotraitement : flux I - la charge obtenue à la fin de l'étape A est envoyée à l'étape B de séparation S1 liquide/solide, par exemple avec le séparateur selon la variante illustrée aux figures 3a-3b : flux II la fraction gazeuse, contenant des distillats moyens DM et de l'hydrogène, obtenue par la séparation faire à l'étape B est envoyée à l'étape C d'hydrodésulfuration : flux III, avec une 15 charge externe de type gazole : flux IV pour constituer un flux V - la fraction liquide, obtenue par la séparation faite à l'étape B, est envoyée à l'étape D d'hydrocraquage HCK1 : flux VI, avec un apport en hydrogène : flux H2 - en sortie de l'étape D d'hydrocraquage, l'effluent liquide est envoyé vers l'étape E de séparation S2 : flux VIII 20 - en sortie de l'étape E de séparation, l'effluent liquide est envoyé vers l'étape de fractionnement F : flux X - En sortie de l'étape de fractionnement F, on obtient une coupe de légers : flux XI, une coupe d'essence : flux XII, une coupe de distillats moyens DM : flux XIII, une fraction liquide non convertie UOC : flux XIV 25 - La fraction d'UOC obtenue à l'étape de fractionnement F est envoyée à l'étape G d'hydrocraquage HCK2 : flux XIV - L'effluent (mixte liquide gaz) sortant de l'étape G d'hydrocraquage HCK2 est renvoyé à l'étape E de séparation S2 : flux XV - L'effluent gazeux obtenu lors de l'étape E de séparation S2 est envoyé à l'étape H de 30 compression, il comprend de l'hydrogène : flux IX 27 - L'effluent ((mixte liquide gaz) obtenu en sortie de l'étape C d'hydrosulfuration est envoyé à l'étape E de séparation S2 : flux VII - L'hydrogène issu de l'étape H de compression est renvoyé en entrée de l'étape A d'hydrotraitement, et/ou d'étape D d'hydrodésulfuration et/ou d'étape D d'hydrocraquage 5 HCK1 : flux H2 - l'un au moins de ces flux peut aussi être en tout ou partie remplacé par un flux d'apport externe en hydrogène. Exemples Les exemples suivants illustrent l'invention sans en limiter la portée. 10 Exemple 1 (comparatif) Cet exemple est un exemple comparatif, dans lequel les réactions d'hydrocraquage de DSV ou VGO et d'hydrodésulfuration des gazoles (GO) sont mis en oeuvre dans un seul procédé (cotraitement des deux charges). 15 L'unité d'hydrocraquage traite une charge gazole sous vide (VGO) en mélange avec une charge gazole (GO) décrite dans le tableau 1 : Type VGO GO Débit t/h 49 51 Densité 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 opératoires principales : 20 Le mélange des deux charges VGO et GO est injecté dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d'hydrotraitement R1 dans les conditions énoncées dans le tableau 2 : Réacteur R1 Température °C MPa 385 Pression partielle H2 h-1 14 Catalyseur VVH NiMo sur alumine HR1058 2.60 Tableau 2 Le catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société 25 Axens. 28 L'effluent de ce réacteur est ensuite mélangé à un flux d'hydrogène pour être refroidi, puis est injecté dans un second réacteur dit d'hydrocraquage R2 opérant dans les conditions du tableau 3 : Réacteur R2 Température Pression partielle °C MPa 390 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Métal sur zéolithe HYK742 3.8 Tableau 3 5 Le catalyseur utilisé est un catalyseur de type HYK742 commercialisé par la société Axens. R1 et R2 sont les réacteurs réalisant la première étape de l'hydrocraqueur, l'effluent de R2 est ensuite envoyé dans une étape de séparation composée d'un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression, incluant un compresseur de recycle, et permettant de séparer : - d'une 10 part l'hydrogène, le sulfure d'hydrogène et l'ammoniaque, - et d'autre part l'effluent alimentant un stripeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique afin de séparer des flux concentrés en H2S, naphta, kérosène, gazole a la spécification souhaitée, et une flux lourd non converti. Ce flux lourd non converti est injecté dans une étape de préchauffe, puis dans un réacteur d'hydrocraquage R3 réalisant la seconde étape d'hydrocraquage. Ce réacteur R3 est mis en oeuvre dans les conditions 15 énoncées dans le tableau 4 : Réacteur R3 Température Pression partielle °C MPa 347 H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Métal sur silice-alumine amorphe HDK766 1.4 Tableau 4 Le catalyseur utilisé est un catalyseur de type HDK766 commercialisé par la société Axens. 20 L'effluent de R3 est ensuite injecté dans l'étape de séparation à haute pression en aval de la première étape d'hydrocraquage et recyclée. Le débit massique à l'entrée de R3 est égal au débit massique de la charge VGO, une purge correspondant à 2% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. 25 La coupe distillat produit dans l'hydrocraqueur et récupérée de la colonne de fractionnement est conforme aux spécifications Euro V, en particulier elle possède moins de 10 ppm poids de soufre. 29 Le rendement en distillat moyens de ce procédé est de 80% massique, pour une conversion globale de 98% massique des hydrocarbures dont le point d'ébullition est supérieur à 380°C. Le volume total de catalyseur nécessaire pour ce procédé est 112 m3. Exemple 2 (comparatif) Cet exemple est un procédé conforme à l'invention, sauf en un point : un séparateur simple (ballon chaud sans injection de gaz de stripping ou d'huile de lavage) est installé pour opérer l'étape B, en aval de la première étape A d'hydrotraitement, à la place du dispositif séparateur S de l'invention. La charge I du réacteur d'hydrotraitement A est un VGO identique à celui traité dans l'exemple 1. La charge VGO mélangé à un flux d'hydrogène (1000 Nm3/Sm3 de VGO) puis injectée dans une étape de préchauffe puis dans le réacteur d'hydrotraitement R1 (étape A) dans les conditions énoncées dans le tableau 5 : Réacteur R1 dans étape a Température °C MPa 385 Pression partielle H2 h-1 13 Catalyseur VVH CoMo sur alumine HR1058 1.67 Tableau 5 Le catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société Axens. 20 L'effluent II du réacteur d'hydrotraitement A est injecté dans un ballon séparateur simple (étape B). Le tableau 6 donne les conditions opératoires et taux de récupérations de ce séparateur : Température °C 350 Pression MPa 14 Distillats moyens récupérés en fond t/h 10 H2S + NH3 en fond t/h 1.5 Tableau 6 25 L'effluent vapeur III issu du séparateur à l'étape B est ensuite mélangé à une charge externe GO IV identique à celle traitée dans l'exemple 1. Le mélange V hydrotraité (étape C) dans un réacteur d'hydrodésulfuration R4 opérant dans les conditions données dans le tableau 7 : 5 10 15 30 30 Réacteur R4 dans étape c Température °C MPa 340 Pression partielle H2 h-1 12.5 Catalyseur VVH CoMo sur alumine HR1058 2.75 Tableau 7 Le catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société Axens. 5 Les conditions opératoires de ce réacteur sont telles que l'effluent XII de l'étape de fractionnement F respecte la spécification Euro V (en particulier de façon à ce que la concentration en soufre soit bien inférieure à 10 ppm poids). 10 L'effluent liquide VI issu du séparateur utilisé à l'étape B est injecté dans un réacteur d'hydrocraquage R2 (étape D) opérant dans les conditions données dans le tableau 8 : Réacteur R2 dans étape d Température °C MPa 370 Pression partielle H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Métal sur zéolithe HYK742 3.3 Tableau 8 Le catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe de type HYK742 commercialisé par la société 15 Axens. Les effluents des étapes C et D sont ensuite envoyés dans une étape E de séparation composée d'un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle (étape H) et permettant de séparer d'une part l'hydrogène, le sulfure d'hydrogène et 20 l'ammoniaque et d'autre part l'effluent alimentant un stripeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique (étape F) afin de séparer des flux concentré en H2S, naphta, kérosène, gazole a la spécification souhaitée, et une fraction liquide lourde non converti (UCO) ayant un point d'ébullition supérieur à 380°C. Ce flux lourd non converti est hjecté dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d'hydrocraquage R3 constituant la seconde étape d'hydrocraquage G. Ce réacteur est opéré 25 dans les conditions suivantes énoncées au tableau 9. 31 Réacteur R3 dans étape g Température Pression partielle °C MPa 345 H2 h-1 125 Catalyseur VVH Métal sur silice-alumine amorphe HDK766 1.4 Tableau 9 Le catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur silice-alumine amorphe de type HDK766 commercialisé par la société Axens. 5 L'effluent de R3 (étape F) est ensuite injecté dans l'étape de séparation à haute pression E en aval de la première étape d'hydrocraquage D et recyclée. Le débit massique à l'entrée de R3 est égal au débit massique de la charge VGO, une purge correspondant à 1% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. 10 La coupe distillat produite récupérée de la colonne de fractionnement de l'étape F est conforme aux spécifications Euro V, en particulier elle présente moins de 10 ppm poids de soufre. Le rendement en distillat moyens de ce procédé est de 82% massique, pour une conversion globale de 99% massique des hydrocarbures dont le point d'ébullition est supérieur à 380°C. 15 Le volume total de catalyseur nécessaire pour ce procédé est 84 m3. Exemple 3 (conforme à l'invention) Cet exemple est conforme à l'invention, avec un séparateur S innovant installé en aval de la première 20 étape d'hydrotraitement A pour opérer l'étape de séparation B. On choisit dans cet exemple la variante de séparateur selon les figures 3a-3b ??. La charge I du réacteur d'hydrotraitement a) est un VGO identique à celui traité dans l'exemple 1. La charge VGO mélangé à un flux d'hydrogène (1000 Nm3/Sm3de VGO) puis injectée dans une étape de 25 préchauffe puis dans le réacteur d'hydrotraitement R1 (étape A) dans les conditions énoncées dans le tableau 10 : Réacteur R1 dans étape a Température °C MPa 385 Pression partielle H2 h-1 13 Catalyseur VVH CoMo sur alumine HR1058 1.67 Tableau 10 32 Le catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société Axens. L'effluent II du réacteur d'hydrotraitement de l'étape A est injecté dans le séparateur innovant S, qui 5 permet d'augmenter le taux de récupération des distillats moyens en tête. Le tableau 11 donne les conditions opératoires et taux de récupérations de ce séparateur S : Température °C 350 Pression MPa 14 Débit d'huile de lavage t/h 5 Débit d'hydrogène de stripping t/h 9 Distillats moyens récupérés en fond t/h 8.0 H2S + NH3 en fond t/h 1.3 Tableau 11 10 L'effluent vapeur III issu du séparateur S de l'étape B est ensuite mélangé à une charge externe GO IV identique à celle traitée dans l'exemple 1. Le mélange V hydrotraité est envoyé pour l'étape C dans un réacteur d'hydrodésulfuration R4 opérant dans les conditions données dans le tableau 12 : Réacteur R4 dans étape c Température °C MPa 340 Pression partielle H2 h-1 12.5 Catalyseur VVH CoMo sur alumine HR1058 2.75 Tableau 12 15 Le catalyseur utilisé est un catalyseur NiMo sur alumine de type HR1058 commercialisé par la société Axens. Les conditions opératoires de ce réacteur sont telles que l'effluent (12) de l'étape de séparation f) soit 20 à la spécification euro V (en particulier la concentration en soufre est inférieure à 10ppm poids). L'effluent liquide VI issu du séparateur S de l'étape E est injecté dans un réacteur d'hydrocraquage R2 (étape D) opérant dans les conditions données dans le tableau 13 : 25 33 Réacteur R2 dans étape d Température °C MPa 370 Pression partielle H2 h-1 12,5 Catalyseur VVH Métal sur zéolithe HYK742 3.3 Tableau 13 Le catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur zéolithe de type HYK742 commercialisé par la société Axens. 5 Les effluents des étapes C et D sont ensuite envoyés dans une étape E de séparation composée d'un train de récupération de chaleur puis de séparation à haute pression incluant un compresseur de recycle (étape H) et permettant de séparer : - d'une part l'hydrogène, le sulfure d'hydrogène et l'ammoniaque, - et d'autre part l'effluent alimentant un stripeur puis une colonne de fractionnement atmosphérique (étape F) afin de séparer des flux concentré en H2S, naphta, kérosène, gazole a la 10 spécification souhaitée, et une fraction liquide lourde non converti (UCO) ayant un point d'ébullition supérieur à 380°C. Ce flux lourd non converti est hjecté dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d'hydrocraquage R3 constituant la seconde étape d'hydrocraquage G. Ce réacteur est opéré dans les conditions suivantes énoncées au tableau 14 : Réacteur R3 dans étape g Température Pression partielle °C MPa 345 H2 h-1 125 Catalyseur VVH Métal sur silice-alumine amorphe HDK766 1.4 15 Tableau 14 Le catalyseur utilisé est un catalyseur métal sur silice-alumine amorphe de type HDK766 commercialisé par la société Axens. L'effluent de R3 (étape F) est ensuite injecté dans l'étape de séparation à haute pression E en aval de la première étape d'hydrocraquage D et recyclée. Le débit massique à l'entrée de R3 est égal au débit 20 massique de la charge VGO, une purge correspondant à 1% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de fractionnement sur le flux d'huile non-convertie. La coupe distillat produite récupérée de la colonne de fractionnement est conforme aux spécifications euro V, en particulier elle possède moins de 10ppm poids de soufre. 25 Le rendement en distillat moyens de ce procédé est de 83% massique, pour une conversion globale de 99% massique des hydrocarbures dont le point d'ébullition est supérieur à 380°C. 34 Dans ce schéma, 8t/h de distillats moyens issus de R1 traverses R2, contre 10t/h dans l'exemple 2, soit 2t/h de moins. Or les distillats moyens injectés dans le réacteur d'hydrocraquage R2 sont convertis en produit plus légers tels qu'essences ou gaz, conduisant à une perte du rendement global. 5 Le procédé de l'exemple 3 présente donc un rendement supérieur en distillats moyens. Le volume total de catalyseur nécessaire pour ce schéma est 82,8m3. De manière inattendue, la mise en oeuvre du séparateur innovant à l'étape B dans les conditions 10 opératoires énoncées permet, par rapport au procédés dit « coprocessing » ou « cotraitement » de l'exemple 1 de : réduire l'investissement initial et la consommation de catalyseur dans la deuxième étape d) d'hydrocraquage, ce qui se traduit par une réduction du volume total de catalyseur nécessaire pour l'ensemble du procédé, 15 limiter le craquage à la fois de la charge de type gazole et du gazole formé dans l'étape d'hydrotraitement dans l'étape d'hydrocraquage ce qui se traduit par l'augmentation du rendement en distillat moyens, minimiser la quantité d'inhibiteurs tels que H2S et NH3 injecté dans le réacteur d'hydrocraquage et donc d'en optimiser le design en minimisant la quantité de catalyseur 20 nécessaire à iso-durée de cycle Il permet, par rapport à l'utilisation d'un séparateur simple comme dans l'exemple 2, de : - limiter encore plus le craquage à la fois de la charge de type gazole et du gazole formé dans l'étape d'hydrotraitement dans l'étape d'hydrocraquage, ce qui se traduit par l'augmentation REVENDICATIONS1. Procédé d'hydrocraquage de charges hydrocarbonées contenant au moins 20% volume et de préférence au moins 80% volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes : A. L'hydrotraitement HDT desdites charges opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, B. Une séparation gaz/liquide S1 de l'effluent de l'étape A avec un dispositif de séparation qui comprend une enceinte compartimentée en un compartiment amont de dégazage et un compartiment aval de strippage, le passage du liquide dégazé depuis le compartiment de dégazage vers le compartiment de strippage étant assuré par au moins une ouverture pratiquée dans la paroi interne et/ou par débordement au-dessus de ladite paroi interne séparant lesdits compartiments, de façon à obtenir d'une part un effluent gazeux comprenant de l'hydrogène et une fraction de distillat moyen DM, et d'autre part un effluent liquide, C. Une hydrodésulfuration HDS de l'effluent gazeux obtenu à l'étape B et d'une charge externe liquide hydrocarbonée, du type distillat moyen DM, par exemple de type gazole, D. Un premier hydrocraquage HCK1 de l'effluent liquide issu de l'étape B en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrocraquage, E. Une deuxième séparation S2 gaz/liquide de l'effluent liquide obtenu à l'étape D et de l'effluent liquide obtenu à l'étape C pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène, F. Un fractionnement de l'effluent liquide issu de l'étape E en au moins un effluent comprenant les produits hydrocarbonés convertis ayant des points d'ébullition inférieurs à 340°C et une fraction liquide non convertie ayant un point d'ébullition supérieur à 340°C, G. Un deuxième hydrocraquage HCK2 de la fraction liquide non convertie issue de l'étape F en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrocraquage. 2. Procédé d'hydrocraquage selon la revendication précédente, caractérisé en ce que l'étape B opère une première séparation gaz/liquide S1 de l'effluent obtenu à l'étape A avec le dispositif de séparation (S) qui comprend : - l'unique enceinte délimitée par des parois externes et comprenant une entrée externe du fluide (1), une sortie externe de liquide (7) et une sortie externe de gaz (5), l'enceinte étant orientée selon un axe substantiellement vertical ou oblique et étant compartimentée en au moins deux compartiments (a,b) à l'aide d'au moins une paroi interne à l'enceinte (P1,P2,P3,P5) et orientée substantiellement selon ledit axe, - les 36 compartiments comprenant un compartiment amont de dégazage (a) et un compartiment aval de strippage (b), - le compartiment de dégazage (a) étant en connexion fluidique avec d'une part l'entrée externe de l'effluent à séparer (1), avec d'autre part une première sortie de gaz (3) et une sortie de liquide dégazé (2), - le compartiment de strippage (b) étant en connexion fluidique avec 5 une entrée dudit liquide dégazé (2), une entrée de média de strippage (8), une deuxième sortie de gaz (9) et une sortie de liquide (7), - les premières et deuxièmes sorties de gaz (3,9) étant en connexion fluidique avec la sortie externe de gaz (5) de l'enceinte, - la sortie de liquide du compartiment de strippage (7) étant en connexion fluidique avec la sortie externe de liquide de l'enceinte, - le passage du liquide dégazé (2) depuis la sortie du compartiment de dégazage (a) 10 vers l'entrée du compartiment de strippage (b) étant assuré par au moins une ouverture (x) pratiquée dans la paroi interne (P1,P2,P3) et/ou par débordement au-dessus de ladite paroi interne (P1) séparant lesdits compartiments, de façon à obtenir d'une part un effluent gazeux comprenant de l'hydrogène et une fraction de distillat moyen DM, et d'autre part un effluent liquide. 15 3. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel est prévue une étape H de compression C de l'effluent gazeux comprenant au moins de l'hydrogène obtenu dans l'étape E de séparation S2 avant son recycle dans au moins une des étapes suivantes : l'étape A d'hydrotraitement HDT, l'étape C d'hydrodésulfuration HDS, l'étape D de premier hydrocraquage HCK1. 20 4. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel au moins une partie de l'effluent obtenu à l'étape G d'hydrocraquage HCK2 est envoyé pour être séparé dans l'étape E de séparation S2. 5. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les charges hydrocarbonées traitées dans ledit procédé et envoyées dans l'étape A d'hydrotraitement sont choisies parmi les 25 charges hydrocarbonées contenant au moins 80% volume de composés bouillant entre 370 et 580 °C. 6. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel les charges hydrocarbonées traitées dans ledit procédé et envoyées dans l'étape A d'hydrotraitement sont choisies parmi les distillats sous vide DSV choisis parmi les gasoil issus de la distillation directe du brut ou d'unités 30 de conversion et les distillats provenant de désulfuration ou d'hydroconversion de résidus atmosphériques et/ou de résidus sous vide, les huiles désasphaltées, et les charges issues de la biomasse ou encore tout mélange d'au moins une desdites charges. 7. Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que l'étape D du premier hydrocraquage HCK1 et/ou l'étape G de deuxième hydrocraquage HCK2 s'opèrent à une température comprise entre 320 et 450°C, sous une pession comprise entre 3 et 20 MPa, à une 37 vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h-1, et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L. 8. Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que l'étape A d'hydrotraitement HDT s'opère à une température comprise entre 200 et 390°C, sous une 5 pression comprise entre 2 et 16 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1 et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. 9. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel la fraction liquide non convertie issue de l'étape F utilisée dans l'étape G d'hydrocraquage HCK2 comprend au moins 95% poids 10 de composés bouillants à une température d'ébullition comprise entre 150 et 380°C. 10. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel la charge externe liquide hydrocarbonée traitée dans l'étape C d'hydrodésulfuration HDS est choisie parmi le gazole issu de la distillation directe d'un pétrole brut « straight run le « Light Vacuum Gasoil Oil » ou distillat sous vide légers, et les charges liquides hydrocarbonées issues d'une unité de 15 cokéfaction (« coking »), de préférence le gazole de « coker », d'une unité de viscoréduction (« visbreaking »), d'une unité de vapocraquage (« steam cracking ») et/ou d'une unité de craquage catalytique (« Fluid Catalytic Cracking »), de préférence les LCO (« light cycle oil ») ou gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, et une charge gazole issue de la conversion de biomasse. 20 11. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'enceinte dudit dispositif de séparation (S) comprend un troisième compartiment de lavage (c), en aval des deux premiers compartiments (a,b), et disposé au-dessus d'eux dans l'enceinte, et comprenant optionnellement un matelas coalesceur. 12. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'étape B de séparation 51 est 25 opérée avec les sous-étapes successives suivantes : - une étape de dégazage du fluide à séparer en phase liquide et en phase gazeuse en approchant le fluide de son équilibre thermodynamique dans le premier compartiment de dégazage (a),- une étape de strippage par injection d'un média de strippage pour vaporiser une partie au moins des composants légers dissous dans le liquide obtenu par l'étape de dégazage dans le compartiment de strippage (b), - 30 éventuellement une étape de lavage par injection d'un média de lavage pour condenser les composés lourds issus de l'étape de dégazage et/ou de strippage dans le compartiment de lavage (c) quand il est présent. 13. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'étape B de séparation 51 est mise en oeuvre dans le dispositif de séparation en opérant à une température comprise entre 50 38 et 450°C, préférentiellement entre 100 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 200 et 300°C, et à une pression correspondant à la pression de sortie de l'effluent obtenu à l'étape A d'hydrotraitement diminuée des pertes de charges. 14. Procédé selon l'une des revendications précédentes, dans lequel l'étape B de séparation S1 est 5 opérée de façon à ce que la section de passage du fluide dans le compartiment de dégazage (a) et/ou dans le compartiment de strippage (b), et/ou dans le compartiment de lavage (c) quand il est présent, est choisie suffisante pour limiter la vitesse du gaz en dessous de la vitesse critique d'entraînement des gouttelettes, de préférence en dessous de 90% ou en dessous de 80% de ladite vitesse critique. 10 15. Installation de mise en oeuvre du procédé selon l'une des revendications précédentes, dans laquelle un réacteur d'hydrotraitement HDT opérant l'étape A d'hydrotraitement, le dispositif de séparation (S) pour opérer l'étape B et un réacteur d'hydrocraquage opérant l'étape C d'hydrocraquage HCK1, sont disposés en série vis-à-vis de leurs effluents liquides.