FR 3091537 A1 20200710 FR 1900206 A 20190109 Description Titre de l'invention : PROCEDE D'HYDROCRAQUAGE EN UNE ETAPE COMPRENANT UNE ETAPE D'HYDROGENATION EN AMONT OU EN AVAL DE L'ETAPE D'HYDROCRAQUAGE POUR LA PRODUCTION DE DISTILLATS MOYENS Domaine technique de l'invention [0001] L'invention concerne un procédé d'hydrocraquage en une étape permettant d'éliminer les composés aromatiques polycycliques lourds (HPNA) sans diminuer le rendement en produits valorisahles. [0002] Les procédés d'hydrocraquage sont couramment utilisés en raffinerie pour transformer des mélanges hydrocarbonés en produits aisément valorisahles. Ces procédés peuvent être utilisés pour transformer des coupes légères telles que par exemple des essences en coupes plus légères (LPG). Ils sont toutefois habituellement plutôt utilisés pour convertir des charges plus lourdes (telles que des coupes pétrolières ou synthétiques lourdes, par exemple des gasoils issus de distillation sous vide ou des effluents d'une unité Fischer-Tropsch) en essence ou naphta, kérosène, gasoil. [0003] Certains procédés d'hydrocraquage permettent d'obtenir également un résidu fortement purifié pouvant constituer d'excellentes hases pour huiles. Un des effluents particulièrement ciblé par le procédé d'hydrocraquage est le distillat moyen (fraction qui contient la coupe gazole et la coupe kérosène), c'est-à-dire des coupes à point d'ébullition initial d'au moins 150°C et à point d'ébullition final inférieur au point d'ébullition initial du résidu, par exemple inférieur à 340°C, ou encore à 370°C. [0004] L'hydrocraquage est un procédé qui tire sa flexibilité de trois éléments principaux qui sont, les conditions opératoires utilisées, les types de catalyseurs employés et le fait que l'hydrocraquage de charges hydrocarbonées peut être réalisé en une ou en deux étapes. [0005] En particulier, l'hydrocraquage des distillats sous vide ou DSV permet de produire des coupes légères (Gasoil, Kérosène, Naphtas,...) plus valorisahles 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 convertie nommée UCO ou UnConverted Oil selon la terminologie anglo-saxonne. Pour augmenter la conversion, cette tiaction non convertie peut être recyclée à l'entrée du réacteur d'hydrotraitement ou à l'entrée du réacteur d'hydrocraquage dans le cas où il s'agit d'un procédé d'hydrocraquage en 1 étape ou à l'entrée d'un deuxième réacteur d'hydrocraquage traitant la fraction non convertie à l'issue de l'étape de fractionnement, dans le cas où il s'agit d'un procédé 2 d'hydrocraquage en 2 étapes. [0006] Il est connu que le recycle de ladite fraction non convertie issue de l'étape de frac- tionnement vers l'étape d'hydrocraquage d'un procédé en une étape conduit à la formation de composés aromatiques lourds (polycycliques) nommé HPNA durant les réactions de craquage et ainsi à l'accumulation indésirable desdits composés dans la boucle de recyclage, conduisant à la dégradation des performances du catalyseur d'hydrocraquage et/ou à son encrassement. Une purge est généralement installée sur le recycle de ladite fraction non convertie, en général sur la ligne en fond de fractionnement, afin de déconcentrer la boucle de recycle en composés HPNA, le débit de purge étant ajusté de manière à équilibrer leur débit de formation. En effet, plus les HPNA sont lourds, plus ils ont tendance à rester dans cette boucle, à s'accumuler, et à s'alourdir. [0007] Or, la conversion d'un procédé d'hydrocraquage en une étape est directement liée à la quantité de produits lourds purgés en même temps que les HPNA. Cette purge mène donc à une perte en produits valorisables qui sont également extraits avec les HPNA via cette purge. [0008] En fonction des conditions opératoires du procédé, ladite purge peut être comprise entre 0 et 10% poids de la fraction lourde par rapport à la charge mère DSV entrante, et de préférence entre 0,5% et 5%poids. Lc rendement en produits valorisables est donc réduit d'autant, ce qui constitue une perte économique non négligeable pour le raffineur. [0009] Dans toute la suite du texte, les composés HPNA sont définis comme des composés aromatiques polycycliques ou polynucléaires qui comprennent donc plusieurs noyaux ou cycles benzéniques condensés. On les nomme habituellement PNA, Polynuclear Aromatics selon la terminologie anglo-saxonne, pour les plus légers d'entre eux, et HPA ou HPNA, Heavy PolyNuclear Aromatics selon la terminologie anglo-saxonne, pour les composés comprenant au moins sept noyaux aromatiques (tels que par exemple le Coronène, composé à 7 cycles aromatiques). Ces composés formés lors de réactions secondaires indésirables, sont stables et très difficiles à hydrocraquer. Technique antérieure [0010] Il existe différents brevets qui concernent des procédés qui cherchent à traiter spéci- fiquement le problème lié aux HPNA de manière à ce qu'ils ne nuisent pas au procédé à la fois en terme de performances, de durée de cycle, et d'opérabilité. [0011] Certains brevets revendiquent l'élimination des composés HPNA par fractionnement, distillation, extraction au solvant ou adsorption sur une masse de captation (W02016/102302, US8852404 US9580663, US5464526 et US4775460). [0012] Une autre technique consiste à hydrogéner les effluents contenant les HPNA afin de 3 limiter leur formation et accumulation dans la boucle dc recycle. [0013] Le brevet US3929618 décrit un procédé pour hydrogéner et ouvrir les cycles de charges hydrocarbonées contenant des hydrocarbures polycycliques condensés en présence d'un catalyseur à hase de zéolithe NaY et échangé au Nickel. [0014] Le brevet US4931165 décrit un procédé d'hydrocraquage en une étape comprenant une étape d'hydrocraquage suivi d'une étape de séparation d'au moins une partie dc la fraction lourde non convertie qui est envoyée dans un strippeur qui permet de séparer une fraction liquide enrichie en HPNA et une fraction comprenant des traces d'HPNA, de l'hydrogène et des hydrocarbures. Cette fraction comprenant des traces d'HPNA est ensuite envoyée dans une étape d'hydrogénation avant d'être recyclée dans l'étape d'hydrocraquage. [0015] Le brevet US4618412 décrit un procédé d'hydrocraquage en une étape dans lequel l'effluent non converti issu de l'étape d'hydrocraquage contenant des HPNA est envoyé dans une étape d'hydrogénation sur un catalyseur à hase dc Fer et de métaux alcalins ou alcalino-terreux, à des températures comprises entre 225 et 430°C avant d'être recyclé dans l'étape d'hydrocraquage. [0016] Le brevet US5007998 décrit un procédé d'hydrocraquage en une étape dans lequel l'effluent non converti issu de l'étape d'hydrocraquage contenant des HPNA est envoyé dans une étape d'hydrogénation sur un catalyseur zéolithique d'hydrogénation (zéolithe avec des tailles de porcs entre 8 et 15 A) comprenant également un composant d'hydrogénation et une argile. [0017] Le brevet US5139644 décrit un procédé similaire à celui du brevet US5007998 avec un couplage à une étape d'adsorption des HPNA sur un adsorbant. [0018] Les travaux de recherche effectués par le demandeur l'ont conduit à découvrir une mise en oeuvre améliorée du procédé d'hydrocraquage en une étape qui permet d'augmenter la durée de cycle du procédé en limitant la désactivation du catalyseur d'hydrocraquage. Un autre avantage de la présente invention permet de minimiser la purge et donc de maximiser les produits valorisables et également d'améliorer la qualité des produits en sortie du procédé et en particulier de produire un gazole présentant un indice de cétane amélioré. [0019] La présente invention réside dans la mise en oeuvre d'un procédé d'hydrocraquage en une étape comprenant une étape d'hydrogénation placée en aval de ladite étape d'hydrocraquage ou en amont de ladite étape d'hydrocraquage, sur la boucle de recycle de la fraction lourde non convertie, l'étape d'hydrogénation étant mise en oeuvre en présence d'un catalyseur d'hydrogénation spécifique. De plus, les étapes d'hydrogénation et d'hydrocraquage sont mises en oeuvre dans des conditions opératoires spécifiques et en particulier dans des conditions de température bien spécifiques. Résumé de l'invention [0020] En particulier, la présente invention concerne un procédé de production de distillats moyens à partir de charges hydrocarbonées contenant au moins 20% en volume et de préférence au moins 80% en volume de composés bouillant au-dessus de 340°C, ledit procédé comprenant et de préférence constitué d'au moins les étapes suivantes : [0021] a) Une étape d'hydrotraitement desdites charges en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-' et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 NUL, [0022] h) une étape d'hydrocraquage d'au moins une partie de l'effluent issu de l'étape a), l'étape h) d'hydrocraquage opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, à une température TRI comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-' età une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 80 et 2000 NL/L, [0023] c) une étape de séparation à haute pression de l'effluent issu dc l'étape g) d'hydrogénation ou de l'étape b) d'hydrocraquage pour produire au moins un effluent gazeux et un effluent hydrocarboné liquide, [0024] d) une étape de distillation d'au moins une partie de l'effluent hydrocarboné liquide issu dc l'étape c) mise en oeuvre dans au moins une colonne de distillation, étape de laquelle il est soutiré : [0025] - une fraction gazeuse, [0026] - au moins une fraction essence ayant au moins 80% en volume de produits bouillant à une température inférieure à 150°C, [0027] - au moins une fraction distillats moyens ayant au moins 80% en volume de produits ayant un point d'ébullition compris entre 150 et 380°C, de préférence compris entre 150 et 370°C, et de manière préférée entre 150 et 350°C, [0028] - une fraction liquide lourde non convertie ayant au moins 80% en volume de produits ayant un point d'ébullition supérieur à 350°C, de préférence supérieur à 370°C, de manière préférée supérieur à 380°C, [0029] e) éventuellement une purge d'au moins une partie de ladite fraction liquide lourde non convertie contenant des HPNA, ayant au moins 80% en volume de produits ayant un point d'ébullition supérieur à 350°C, [0030] f) un recycle d'au moins une partie de ladite fraction liquide lourde non convertie éventuellement purgée, ayant au moins 80% en volume de produits ayant un point d'ébullition supérieur à 350°C, dans l'étape a) d'hydrotraitement et/ou dans l'étape b) d'hydrocraquage, [0031] g) une étape d'hydrogénation, ladite étape g) étant mise en oeuvre en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrogénation, à une température TR2 comprise entre 150 et 470°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 50 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 4000 NL/L, ledit catalyseur d'hydrogénation comprenant au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le nickel, le cobalt, le fer, le palladium, le platine, le rhodium, le ruthénium, l'osmium et l'iridium seul ou en mélange et d'un support choisi parmi les supports oxydes réfractaires, et dans laquelle la température TR2 est inférieure d'au moins 10°C à la température TRI, [0032] ladite étape g) d'hydrogénation étant placée [0033] - soit entre ladite étape h) d'hydrocraquage et ladite étape c) de séparation, [0034] - soit sur ladite boucle de recycle d'au moins une partie de ladite fraction liquide lourde non convertie issue de l'étape d). [0035] La température exprimée pour chaque étape est de préférence une température moyenne pondérée sur l'ensemble du ou des lits catalytiques, ou la température WABT selon la terminologie anglo-saxonne, par exemple telle que définie dans l'ouvrage (Hydroprocessing of Heavy Oils and Residua, Jorge Ancheyta, James G. Speight - 2007 - Science). [0036] Charges [0037] La présente invention concerne un procédé d'hydrocraquage de charges hydro- carbonées appelées charge mère, contenant au moins 20% en volume, et de préférence au moins 80% en volume, de composés bouillant au-dessus de 340°C, de préférence au-dessus de 350°C et de manière préférée entre 350 et 580 °C (c'est-à-dire correspondant à des composés contenant au moins 15 à 20 atomes de carbone). [0038] Lesdites charges hydrocarbonées peuvent avantageusement être choisies parmi les VGO (Vacuum gas oil) selon la terminologie anglo-saxonne ou distillats sous vide (DSV) ou les gazoles, tels que par exemple les gazoles issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC (par exemple le LCO ou Light Cycle Oil selon la terminologie anglo-saxonne), des unités de cokéfaction 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 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 et de préférence, les VGO. [0039] Les paraffines issues du procédé Fischer-Tropsch sont exclues. 6 [0040] La teneur en azote des charges mères traitées dans le procédé selon l'invention est usuellement supérieure à 500 ppm poids, de préférence comprise entre 500 et 10000 ppm poids, de manière plus préférée entre 700 et 4000 ppm poids et de manière encore plus préférée entre 1000 et 4000 ppm poids. La teneur en soufre des charges mères traitées dans le procédé selon l'invention est usuellement comprise entre 0,01 et 5% poids, de manière préférée comprise entre 0,2 et 4% poids et de manière encore plus préférée entre 0,5 et 3 % poids. [0041] La charge peut éventuellement contenir des métaux. La teneur cumulée en nickel et vanadium des charges traitées dans le procédé selon l'invention est de préférence inférieure à 1 ppm poids. [0042] La charge peut éventuellement contenir des asphaltènes. La teneur en asphaltènes est généralement inférieure à 3000 ppm poids, de manière préférée inférieure à 1000 ppm poids, de manière encore plus préférée inférieure à 200 ppm poids. [0043] 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. [0044] Etape a) [0045] Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape a) d'hydrotraitement desdites charges en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h ' et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 NL/L. [0046] Les conditions opératoires 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. [0047] De préférence, l'étape a) d'hydrotraitement selon l'invention opère à une température comprise entre 250 et 450°C, de manière très préférée entre 300 et 430°C, sous une pression comprise entre 5 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h1, et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure est compris entre 300 et 1500 NL/L. [0048] 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. [0049] De préférence, le support amorphe est de l'alumine ou de la silice-alumine. 7 [0050] Des catalyseurs préférés sont choisis parmi les catalyseurs NiMo, NiW ou CoMo sur alumine et NiMo ou NiW sur silice-alumine. [0051] L'effluent issu de l'étape d'hydrotraitement et dont une partie entre dans l'étape h) d'hydrocraquage comprend généralement une teneur en azote de préférence inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 50 ppm poids. [0052] Etape h) [0053] Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape d'hydrocraquage d'au moins une partie de l'effluent issu de l'étape a), et de préférence la totalité, ladite étape opérant, en présence d'hydrogène et d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage, à une température TR1 comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-, et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 80 et 2000 L/L. [0054] De préférence, l'étape h) d'hydrocraquage selon l'invention opère à une température comprise entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre 330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 4 h', et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 NL/L. [0055] Dans un mode de réalisation permettant de maximiser la production de distillats moyens, les conditions opératoires utilisées dans le procédé selon l'invention permettent généralement d'atteindre des conversions par passe, en produits ayant au moins 80% en volume de produits ayant des points d'ébullition inférieurs à 380°C, de préférence inférieurs à 370°C et de manière préférée inférieurs à 350°C, supérieures à 15% poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 95% poids. [0056] L'étape b) d'hydrocraquage selon l'invention couvre les domaines de pression et de conversion allant de l'hydrocraquage doux à l'hydrocraquage haute pression. On entend par hydrocraquage doux, un hydrocraquage conduisant à des conversions modérées, généralement inférieures à 40%, et fonctionnant à basse pression, de préférence entre 2 MPa et 6 MPa. L'hydrocraquage haute pression est généralement réalisé à des pressions plus fortes comprises entre 5 MPa et 25 MPa, de manière à obtenir des conversions supérieures à 50%. [0057] L'étape a) d'hydrotraitement et l'étape b) d'hydrocraquage peuvent avantageusement être réalisées dans un même réacteur ou dans des réacteurs différents. Dans le cas où elles sont réalisées dans un même réacteur, le réacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d'hydrotraitement et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d'hydrocraquage. [0058] Catalyseur de l'étape b) d'hydrocraquage 8 [0059] Conformément à l'invention, l'étape d'hydrocraquage opère en présence d'au moins un catalyseur d'hydrocraquage. [0060] Le ou les catalyseur(s) d'hydrocraquage utilisé(s) dans l'étape h) d'hydrocraquage sont des catalyseurs classiques d'hydrocraquage connus de l'Homme du métier, de type hifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydro-déshydrogénante et éventuellement au moins une matrice liante. La fonction acide est apportée par des supports de grande surface (150 à 800 m2.g-' généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydro-déshydrogénante est apportée par au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique et/ou au moins un métal du groupe VIII. [0061] De préférence, le ou les catalyseurs d'hydrocraquage utilisés dans l'étape h) com- prennent une fonction hydro-déshydrogénante 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 parmi le cobalt et le nickel. De préférence, le(s)dit(s) catalyseurs comprennent également 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. Des fonctions hydro-déshydrogénantes de type NiMo, NiMoW, NiW sont préférées. [0062] De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseur(s) d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 1 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d'oxydes par rapport à la masse totale de catalyseur. [0063] De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseur(s) d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 35% poids, et de préférence entre 10 et 30% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d'oxydes par rapport à la masse totale de catalyseur. [0064] Le ou les catalyseur(s) d'hydrocraquage utilisés dans l'étape b) peuvent également comprendre 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), éventuellement au moins un élément du groupe VIIB (manganèse préféré), et éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium préféré). [0065] De préférence, le ou les catalyseur(s) d'hydrocraquage utilisés dans l'étape b) com- prennent au moins une matrice minérale poreuse amorphe ou mal cristallisée de type oxyde choisie parmi les alumines, les silices, les silice-alumines, les aluminates, l'alumine-oxyde de bore, la magnésie, la silice-magnésie, le zircone, l'oxyde de titane, l'argile, seuls ou en mélange, et de préférence les alumines ou les silice-alumines, 9 seules ou en mélange. [0066] De préférence, la silice-alumine contient plus de 50% poids d'alumine, de préférence plus de 60% poids d'alumine. [0067] De préférence, le ou les catalyseur(s) d'hydrocraquage utilisés dans l'étape h) com- prennent également éventuellement une zéolithe choisie parmi les zéolithes Y, de préférence parmi les zéolithes USY, seules ou en combinaison, avec d'autres zéolithes parmi les zéolithes beta, ZSM-12, TZM-2, ZSM-22, ZSM-23, SAPO-11, ZSM-48, ZBM-30, seules ou en mélange. De manière préférée la zéolithe est la zéolithe USY seule. [0068] Dans le cas où ledit catalyseur comprend une zéolithe, la teneur en zéolithe dans le ou les catalyseur(s) d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,1 et 80% poids, de préférence comprise entre 3 et 70% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage de zéolithe par rapport à la masse totale de catalyseur. [0069] Un catalyseur préféré comprend, et est de préférence constitué, d'au moins un métal du groupe V1B et éventuellement d'au moins un métal du groupe VIII non noble, d'au moins un élément promoteur, et de préférence le phosphore, d'au moins une zéolithe Y et d'au moins un liant alumine. [0070] Un catalyseur encore plus préféré comprend, et est de préférence constitué, du nickel, du molybdène, du phosphore, d'une zéolithe USY, et éventuellement aussi une zéolithe péta, et de l'alumine. [0071] Un autre catalyseur préféré comprend, et est de préférence constitué, du nickel, du tungstène, de l'alumine et de la silice-alumine. [0072] Un autre catalyseur préféré comprend, et est de préférence constitué, du nickel, du tungstène, d'une zéolithe USY, de l'alumine et de la silice-alumine. [0073] Etape c) [0074] Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape c) de séparation à haute pression de l'effluent issu de l'étape g) d'hydrogénation ou de l'étape b) d'hydrocraquage, pour produire au moins un effluent gazeux et un effluent hydrocarboné liquide. [0075] Dans le cas où l'étape g) d'hydrogénation est placée entre ladite étape b) d'hydrocraquage et ladite étape c) de séparation, l'effluent entrant dans l'étape c) de séparation est l'effluent issu de ladite étape g) d'hydrogénation. [0076] Dans le cas où l'étape g) d'hydrogénation est placée sur ladite boucle de recycle t) d'au moins une partie de ladite fraction liquide lourde non convertie issue de l'étape d) de distillation, l'effluent entrant dans l'étape c) de séparation est l'effluent issu de ladite étape b) d'hydrocraquage. [0077] Ladite étape de séparation comprend avantageusement un moyen de séparation tel que par exemple un enchainement de ballons séparateurs à haute pression opérant entre 2 et 25 MPa, dont le but est de produire un flux d'hydrogène qui est recyclé par l'intermédiaire d'un compresseur vers au moins une des étapes a), h) et/ou g), et un effluent hydrocarboné qui est préférentiellement envoyé vers une étape de stripage à la vapeur opérant de préférence à une pression comprise entre 0,5 et 2 MPa, qui a pour but de réaliser une séparation de l'hydrogène sulfuré (ELS) dissous dans au moins ledit effluent hydrocarboné. [0078] L'étape c) permet la production d'un effluent liquide hydrocarboné qui est ensuite envoyé dans l'étape d) de distillation. [0079] Etapc d) [0080] Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape d) de distillation de l'effluent issu de l'étape c) en au moins une fraction gaz légers Cl -C4, au moins une fraction essence ayant au moins 80% en volume, de préférence au moins 95% en volume, de produits houillant à une température inférieure à 150°C, au moins une fraction distillats moyens (kérosène et gazole) ayant au moins 80% en volume, et de préférence au moins 95% en volume, de composés houillant entre 150 et 380°C, de préférence entre 150 et 370°C, et de manière préférée entre 150 et 350°C, et une fraction liquide lourde non convertie dans les étapes a) et h), ayant au moins 80% en volume, et de préférence au moins 95% en volume, de produits ayant un point d'ébullition supérieur à 350°C, de préférence supérieur à 370°C, de manière préférée supérieur à 380°C. [0081] Une fraction gazole et une fraction kérosène peuvent avantageusement être ensuite séparées. [0082] Etape e) optionnelle [0083] Le procédé peut éventuellement comprendre une étape e) de purge d'au moins une partie de ladite fraction liquide non convertie contenant des HPNA, issue de l'étape de distillation d), de préférence avant son recycle dans l'étape a) d'hydrotraitement et/ou l'étape b) d'hydrocraquage ou son passage dans l'étape g) d'hydrogénation. [0084] Ladite purge est comprise entre 0 à 10% poids de la fraction liquide non convertie par rapport à la charge entrante dans ledit procédé, et de préférence entre 0 à 5%poids et de manière très préférée entre 0 et 3% poids. [0085] Etape f) [0086] Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape f) de recycle dans ladite étape a) d'hydrotraitement et/ou dans ladite étape b) d'hydrocraquage, d'au moins une partie et de préférence de la totalité de ladite fraction liquide lourde non convertie éventuellement purgée, ayant au moins 80% en volume de produits ayant un point d'ébullition supérieur à 350°C. Ce flux de recycle peut avantageusement être introduit soit en amont de l'étape a) d'hydrotraitement, soit en amont de l'étape b) d'hydrocraquage. 11 [0087] Etape g) [0088] Conformément à l'invention, le procédé comprend une étape g) d'hydrogénation des composés aromatiques lourds, ladite étape g) étant mise en oeuvre en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrogénation, à une température TR2 comprise entre 150 et 470°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 50 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 4000 NL/L, ledit catalyseur d'hydrogénation comprenant, et étant de préférence constitué, d'au moins un métal du groupe VIII de la classification périodique des éléments choisi parmi le nickel, le cobalt, le fer, le palladium, le platine, le rhodium, le ruthénium, l'osmium et l'iridium, seul ou en mélange et d'un support choisi parmi les supports oxydes réfractaires, et dans laquelle la température TR2 de l'étape g) d'hydrogénation est inférieure d'au moins 10°C à la température TR1 de l'étape h) d'hydrocraquage, [0089] ladite étape g) d'hydrogénation étant placée [0090] - soit entre ladite étape h) d'hydrocraquage et ladite étape c) de séparation, [0091] - soit sur ladite boucle de recycle d'au moins une partie de ladite fraction liquide lourde non convertie. [0092] De préférence, ladite étape g) d'hydrogénation opère à une température TR2 comprise entre 150 et 380°C, de préférence entre 180 et 320°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 10 h' et à une quantité d'hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure soit compris entre 200 et 3000 NL/L. [0093] De préférence le rapport volumique litre d'hydrogène/litre d'hydrocarbure de l'étape g) est supérieur à celui de l'étape b) d'hydrocraquage. [0094] De préférence, l'étape g) est mise en oeuvre à une température TR2 inférieure d'au moins 20°C à la température TRI, de préférence d'au moins 50°C et de manière préférée d'au moins 70°C. [0095] 11 est important de noter que les températures TRI et TR2 sont choisies dans les in- tervalles mentionnés ci-dessus de manière à respecter le delta de température selon la présente invention à savoir que TR2 doit être inférieure d'au moins 10°C à la température TRI, de préférence d'au moins 20°C, de manière préférée d'au moins 50°C et de manière encore plus préférée d'au moins 70°C. [0096] La mise en oeuvre technologique de l'étape g) d'hydrogénation est réalisée selon toute mise en oeuvre connue de l'Homme du métier, par exemple par injection, en courant ascendant ou descendant, de la charge d'hydrocarbures et de l'hydrogène dans au moins un réacteur à lit fixe. Ledit réacteur peut être de type isotherme ou de type adiabatique. Un réacteur adiabatique est préféré. La charge d'hydrocarbures peut avan- 12 tageusement être diluée par une ou plusieurs ré-injection(s) de l'effluent, issu dudit réacteur où se produit la réaction d'hydrogénation, en divers points du réacteur, situés entre l'entrée et la sortie du réacteur afin de limiter le gradient de température dans le réacteur. Le flux d'hydrogène peut être introduit en même temps que la charge à hydrogéner et/ou en un ou plusieurs points différents du réacteur. [0097] De préférence, le métal du groupe VIII utilisé dans le catalyseur d'hydrogénation est choisi parmi le nickel, le palladium et le platine, seul ou en mélange, et de préférence le nickel et le platine, seul ou en mélange. De préférence, ledit catalyseur ne comprenant pas dc métal du groupe VIB et de préférence ledit catalyseur d'hydrogénation ne comprend pas dc molybdène ou de tungstène. [0098] Dans le cas où ladite étape g) d'hydrogénation est placée entre ladite étape h) d'hydrocraquage et ladite étape c) de séparation, le catalyseur d'hydrogénation comprend de préférence un métal du groupe VIII non noble choisi parmi le nickel, le cobalt, et le fer, seul ou en mélange. [0099] Dans le cas où ladite étape g) d'hydrogénation est placée sur la boucle de recycle f) d'au moins une partie dc ladite fraction liquide lourde non convertie, le catalyseur d'hydrogénation comprend de préférence un métal noble du groupe VIII choisi parmi le palladium, le platine, le rhodium, le ruthénium, l'osmium et l'iridium, seul ou en mélange. [0100] De manière préférée, lorsque le métal du groupe VIII est un métal non noble, dc préférence le nickel, la teneur en élément métallique du groupe VIII dans ledit catalyseur est avantageusement comprise entre 5 et 65 % poids, plus préférentiellement entre 8 et 55 % poids, et encore plus préférentiellement entre 12 et 40% poids, et de manière encore plus préférée entre 15 et 30 % poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d'élément métallique par rapport à la masse totale du catalyseur. De manière préférée, lorsque le métal du groupe VIII est un métal noble, de préférence le palladium et le platine, la teneur en élément métallique du groupe VIII est avantageusement comprise entre 0,01 et 5 % poids, de préférence entre 0,05 et 3 % poids, et de manière encore plus préférée entre 0,08 et 1,5 % poids. les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d'élément métallique par rapport à la masse totale du catalyseur. [0101] Ledit catalyseur d'hydrogénation peut comprendre en outre au moins un métal ad- ditionnel choisi parmi les métaux du groupe VIII, les métaux du groupe IB et/ou de l'étain. De manière préférée, le métal additionnel du groupe VIII est choisi parmi le platine, le ruthénium et le rhodium, ainsi que le palladium (dans le cas d'un catalyseur à base de nickel) et le nickel ou le palladium (dans le cas d'un catalyseur à base de platine). Avantageusement, le métal additionnel du groupe IB est choisi parmi le cuivre, l'or et l'argent. Le(s)dit(s) métal(ux) additionnel(s) du groupe VIII et/ou du 13 groupe TB est(sont) préférentiellement présent(s) dans une teneur représentant de 0,01 à 20 % poids de la masse du catalyseur, de préférence de 0,05 à 10 % poids de la niasse du catalyseur et de manière encore plus préférée de 0,05 à 5 % poids dc la masse dudit catalyseur. L'étain est préférentiellement présent dans une teneur représentant de 0,02 à 15 % poids de la masse du catalyseur, de telle sorte que le ratio Sn/métal(ux) du groupe VIII soit compris entre 0,01 et 0,2, de préférence entre 0,025 à 0,055, et de manière encore plus préférée entre 0,03 à 0,05. [0102] Le support dudit catalyseur d'hydrogénation est avantageusement formé d'au moins un oxyde réfractaire préférentiellement choisi parmi les oxydes dc métaux des groupes ITA, IIIB, IVB, ITIA et TVA selon la notation CAS de la classification périodique des éléments. De manière préférée, ledit support est formé d'au moins un oxyde simple choisi parmi l'alumine (A1,03), la silice (SiO2), l'oxyde de titane (TiO,), la cérinc (Ce0, ), la zircone (ZrO2) ou le P205. De manière préférée, ledit support est choisi parmi les alumines, les silices et les silices-alumines, seules ou en mélange. De manière très préférée, ledit support est une alumine ou une silice-alumine, seule ou en mélange, et de manière encore plus préférée une alumine. Dc préférence, la silice-alumine contient plus de 50% poids d'alumine, de préférence plus de 60% poids d'alumine. L'alumine peut être présente sous toutes les formes cristallographiques possibles : alpha, delta, théta, chi, rho, cta, kappa, gamma, etc., prises seules ou en mélange. Dc manière préférée le support est choisi parmi l'alumine delta, théta, gamma. [0103] Le catalyseur de l'étape g) d'hydrogénation peut éventuellement comprendre une zéolithe choisie parmi les zéolithes Y, de préférence les zéolithes USY, seules ou en combinaison avec d'autres zéolithes parmi les zéolithes beta, ZSM-12, IZM-2, ZSM22, ZSM-23, SAP0-11, ZSM-48, ZBM-30, seules ou en mélange. De manière préférée la zéolithe est la zéolithe USY seule. [0104] De préférence , le catalyseur de l'étape g) ne contient pas de zéolithe. [0105] Un catalyseur préféré est un catalyseur comprenant, et de préférence constitué, de nickel et d'alumine. [0106] Un autre catalyseur préféré est un catalyseur comprenant, et de préférence constitué, de platine et d'alumine. [0107] De préférence, le catalyseur de l'étape g) d'hydrogénation est différent de celui mis en oeuvre dans l'étape a) d'hydrotraitement et de celui mis en oeuvre dans l'étape b) d'hydrocraquage. [0108] Selon l'invention, ladite étape g) d'hydrogénation est placée : [0109] - soit entre ladite étape b) d'hydrocraquage et ladite étape c) de séparation, [0110] - soit sur la boucle de recycle d'au moins une partie de ladite fraction liquide lourde non convertie issue de l'étape d), c'est-à-dire entre ladite étape de distillation d) et soit ladite étape a) d'hydrotraitement soit ladite étape b) d'hydrocraquage. 14 [0111] Dans le cas où ladite étape g) d'hydrogénation est placée entre ladite étape h) d'hydrocraquage et ladite étape c) de séparation, la charge de ladite étape g) comprend et est de préférence constituée d'au moins une partie et de préférence de la totalité de l'effluent issu de ladite étape h) d'hydrocraquage. Dans ce cas, c'est l'effluent hydrogéné issu de l'étape h) d'hydrocraquage qui est envoyé en partie et de préférence en totalité dans ladite étape c) de séparation. Ce cas est dit, cas « aval », car l'étape g) d'hydrogénation est placée en aval de ladite étape h) d'hydrocraquage. [0112] Dans ce cas, la teneur en azote dans l'étape g), que ce soit l'azote organique dissous dans la charge mère et dans la fraction liquide lourde non convertie ou le NH3 présent dans la phase gaz dépendent principalement de la teneur en azote de la charge mère . La pression partielle en NH3 dans l'étape g) et de préférence supérieure à 200 ppm poids, de préférence supérieure à 500 ppm poids ppm poids, de manière encore préférée supérieure à 1000 ppm poids ppm poids. Dans ce cas, la teneur en soufre équivalent est supérieure à 100 ppm poids, de préférence supérieure à 200 ppm poids, de manière encore préférée supérieure à 500 ppm poids. [0113] Dans le cas où ladite étape g) d'hydrogénation est placée sur la boucle de recycle f) d'au moins une partie de ladite fraction liquide lourde non convertie, ladite étape g) est placée entre ladite étape de distillation d) et soit ladite étape a) d'hydrotraitement soit ladite étape b) d'hydrocraquage. [0114] Dans ce cas, la charge de ladite étape g) comprend et est de préférence constituée d'au moins une partie et de préférence la totalité de ladite fi-action liquide lourde non convertie, éventuellement purgée. Ce cas est dit, cas « amont », car l'étape g) d'hydrogénation est placée en amont de ladite étape b) d'hydrocraquage. [0115] Dans ce cas, la teneur en azote dans l'étape g), que ce soit l'azote organique dissous dans ladite fi-action liquide lourde non convertie ou le NH, présent dans la phase gaz, est faible, de préférence inférieure à 200 ppm poids, de préférence inférieure à 100 ppm poids, de manière encore préférée inférieure à 50 ppm poids. Dans ce cas, la pression partielle en H2S de l'étape g) est faible, de préférence la teneur en soufre équivalent est inférieure à 800 ppm poids, de préférence comprise entre 10 et 500 ppm poids, de manière encore préférée comprise entre 20 et 400 ppm poids [0116] L'étape g) d'hydrogénation peut avantageusement être réalisée en mettant en oeuvre un ou plusieurs catalyseurs d'hydrogénation, disposés dans un même réacteur comprenant un ou plusieurs lits catalytiques ou dans des réacteurs différents. [0117] Dans les deux alternatives selon l'invention, cas « aval » ou cas « amont », l'étape b) d'hydrocraquage et l'étape g) d'hydrogénation peuvent avantageusement être réalisées dans un même réacteur ou dans des réacteurs différents. Dans le cas où elles sont réalisées dans un même réacteur, le réacteur comprend plusieurs lits catalytiques, [0118] les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d'hydrocraquage et les lits catalytiques suivants (c'est-à-dire en aval) comprenant le ou les catalyseurs d'hydrogénation, clans le cas « aval », [0119] les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d'hydrogénation et les lits catalytiques suivants (c'est-à-dire en aval) comprenant le ou les catalyseurs d'hydrocraquage, dans le cas « amont ». [0120] Dans le cas « aval », l'écart de température entre les deux étapes h) d'hydrocraquage et g) d'hydrogénation peut être avantageusement géré par un ou plusieurs échangeurs thermiques ou par un ou plusieurs qucnch (tels que par exemple des qucnch d'injection d'hydrogène ou de liquide) afin d'avoir une température d'au moins 10°C d'écart avec la température de l'étape h). [0121] Dans le cas « amont », l'exothermic générée par l'étape g) d'hydrogénation aide avantageusement à élever la température pour atteindre la température de l'étape h) d'hydrocraquage [0122] L'étape g) d'hydrogénation utilisant un catalyseur d'hydrogénation dans des conditions opératoires favorables aux réactions d'hydrogénation a pour objectif principal d'hydrogéner une partie des composés aromatiques ou polyaromatiqucs contenus dans la charge entrante dans ladite étape et en particulier de diminuer la teneur en composés HPNA. Cependant, des réactions de désulfuration, de déazotation, d'hydrogénation des oléfines ou d'hydrocraquage doux ne sont pas exclues .La conversion des composés aromatiques ou polyaromatiqucs est généralement supérieure à 20%, de préférence supérieure à 40%, de manière plus préférée supérieure à 60%, et de manière particulièrement préférée supérieure à 80% des composés aromatiques ou polyaromatiques contenus dans la charge entrante dans ladite étape. La conversion se calcule en divisant la différence entre les quantités des composés aromatiques ou polyaromatiques dans la charge d'hydrocarbures et dans le produit par les quantités des composés aromatiques ou polyaromatiques dans la charge d'hydrocarbures (la charge d'hydrocarbures étant la charge entrante dans ladite étape g) d'hydrogénation selon les deux alternatives selon l'invention, et le produit étant l'effluent de l'étape g). [0123] En présence de l'étape g) d'hydrogénation selon l'invention, le procédé d'hydrocraquage présente une durée de cycle allongée et/ou un rendement en distillats moyens amélioré. De plus, dans le cas où l'étape g) d'hydrogénation est placée en aval de l'étape b) d'hydrocraquage, la fraction gazole obtenue (constituée d'au moins 80% en volume de produits ayant un point d'ébullition compris entre 150 et 380°C) présente un indice de cétane amélioré. Liste des figures [0124] [fig.1] La figure 1 illustre la variante de l'invention dans laquelle l'étape g) d'hydrogénation est placée en aval de l'étape b) d'hydrocraquage. [0125] La charge de type VGO est envoyé via la conduite (1) dans une étape a) 16 d'hydrotraitement. L'effluent issu de l'étape a) est envoyé via la conduite (2) dans une étape d'hydrocraquage h). L'effluent issu de l'étape h) est envoyé via la conduite (3) dans une étape g) d'hydrogénation. L'effluent hydrogéné issu de l'étape g) est envoyé via la conduite (4) dans une étape c) de séparation à haute pression pour produire au moins un effluent gazeux (non représenté sur la figure) et un effluent hydrocarboné liquide qui est envoyé via la conduite (5) dans l'étape d) de distillation. Il est soutiré de l'étape d) de distillation : [0126] - une fraction gazeuse (6), [0127] - au moins une fraction essence bouillant à une température inférieure à 150°C (7), [0128] - au moins une fraction distillats moyens ayant un point d'ébullition compris entre 150 et 380°C (8), et [0129] - une fraction liquide lourde non convertie ayant un point d'ébullition supérieur à 350°C (9). [0130] Au moins une partie de la fraction liquide lourde non convertie contenant des HPNA est purgée via la conduite (10). [0131] La partie non purgée (11) est recyclée dans l'étape h) d'hydrocraquage. [0132] [fig.2] La figure 2 illustre la variante de l'invention dans laquelle l'étape g) d'hydrogénation est placée en amont de l'étape h) d'hydrocraquage, sur la boucle de recycle de la fraction liquide lourde non convertie. [0133] La charge de type VGO est envoyé via la conduite (1) dans une étape a) d'hydrotraitement. L'effluent issu de l'étape a) est envoyé via la conduite (2) dans une étape d'hydrocraquage b). L'effluent issu de l'étape b) est envoyé via la conduite (3) dans une étape c) de séparation à haute pression pour produire au moins un effluent gazeux (non représenté sur la figure) et un effluent hydrocarboné liquide qui est envoyé via la conduite (4) dans l'étape d) de distillation. Il est soutiré de l'étape d) de distillation : [0134] - une fi-action gazeuse (5), [0135] - au moins une fi-action essence bouillant à une température inférieure à 150°C (6), [0136] - au moins une fi-action distillats moyens ayant un point d'ébullition compris entre 150 et 380°C (7), et [0137] - une fi-action liquide lourde non convertie ayant un point d'ébullition supérieur à 350°C (8). [0138] Au moins une partie de la fi-action liquide lourde non convertie contenant des HPNA est purgée via la conduite (9). [0139] La partie non purgée (10) est envoyé dans une étape g) d'hydrogénation avant d'être recyclée via la conduite (11) dans l'étape b) d'hydrocraquage. [0140] Exemples [0141] Exemple n°1 non conforme à l'invention : cas de base d'un procédé d'hydrocraquage 17 en une étape ne comprenant pas d'étape d'hydrogénation [0142] Une unité d'hydrocraquage traite une charge gazole sous vide (VGO) décrite dans le tableau 1 : [0143] [Tableaux I ] Type VGO Débit t/h 37 Densité 0,91 Point d'ébullition initial (PI TBP) oC 297 Point d'ébullition final (PF TBP) °C 548 Teneur en S % pds 0,53 Teneur en N ppm pds 1146 [0144] Tableau 1 [0145] La charge VGO est injectée dans une étape de préchauffe puis dans un réacteur d'hydrotraitement dans les conditions suivantes énoncées dans le tableau 2 : [0146] [Tableaux 2] Réacteur RA Température °C 385 Pression Totale MPa 14 Catalyseur NiMo sur alumine VVH h-, 1,67 [0147] Tableau 2 [0148] L'effluent de cc réacteur est ensuite injecté dans un réacteur d'hydrocraquage RB opérant dans les conditions du tableau 3 : [0149] [Tableaux 3] Réacteur RB Température (TR 1) °C. 350 Pression Totale MPa 14 Catalyseur Métal / zéolithe VVH h' 1.5 [0150] Tableau 3 18 [0151] L'effluent de RB 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 part l'hydrogène, le sulfure d'hydrogène et l'ammoniaque et d'autre part l'effluent hydrocarboné liquide alimentant un strippcur puis une colonne de distillation atmosphérique afin de séparer des flux concentré en H2S, une coupe essence, une coupe distillat moyen (keroséne et gazole), et une fraction liquide lourde non convertie (UCO). Une purge correspondant à 3% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de distillation sur la fraction liquide lourde non convertie. La fraction liquide lourde non convertie purgée est ensuite ré-injectée en amont du réacteur d'hydrocraquage RB. [0152] Exemple n°2 conforme à l'invention : [0153] L'exemple 2 est conforme à l'invention dans la mesure où il s'agit d'un procédé d'hydrocraquage en une étape dans lequel l'effluent issu de l'étape d'hydrocraquage est envoyé dans une étape d'hydrogénation en présence d'un catalyseur d'hydrogénation comprenant du Ni et un support alumine et dans lequel la température TR2 dans l'étape d'hydrogénation est inférieure d'au moins 10°C à la température TRI dans l'étape d'hydrocraquage. [0154] Les étapes d'hydrotraitement dans RA et d'hydrocraquage dans RB sont mises en oeuvre sur la même charge et dans les mêmes conditions que dans l'exemple 1. Une étape d'hydrogénation de l'effluent issu de RB est réalisée dans un réacteur RH en aval de RB. Les conditions opératoires de RH sont énoncées dans le tableau 4. Dans ce cas, TR2 est inférieure de 70°C à TRI. [0155] [Tableaux4] Réacteur RH Température (TR2) °C 280 Pression Totale MPa 14 Catalyseur Ni / Alumine VVH h-' 2 [0156] Tableau 4 [0157] Le catalyseur mis en oeuvre dans le réacteur RH a la composition suivante : 28 %pds Ni sur alumine gamma. [0158] L'effluent hydrogéné issu de RH est ensuite envoyé dans l'étape de séparation haute pression puis dans l'étape de distillation. Une purge con-espondant à 3% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de distillation sur la fraction liquide lourde non convertie. La fraction liquide lourde non convertie purgée est ensuite ré-injectée en amont du réacteur d'hydrocraquage RB. 19 [0159] Exemple n°3 conforme à l'invention [0160] L'exemple 3 est conforme à l'invention dans la mesure où il s'agit d'un procédé d'hydrocraquage en une étape dans lequel l'effluent issu de l'étape d'hydrocraquage est envoyé dans une étape d'hydrogénation en présence d'un catalyseur d'hydrogénation comprenant du Ni et un support alumine et dans lequel la température TR2 dans l'étape d'hydrogénation est inférieure d'au moins 10°C à la température TRI dans l'étape d'hydrocraquage. [0161] Les étapes d'hydrotraitement dans RA et d'hydrocraquage dans RB sont mises en oeuvre sur la même charge et dans les mêmes conditions que dans l'exemple 1. Une étape d'hydrogénation de l'effluent issu de RB est réalisée dans un réacteur RH en aval de RB. Les conditions opératoires de RH sont énoncées dans le tableau 5. Dans ce cas, TR2 est inférieure de 70°C à TR1. [0162] [Tableaux5] Réacteur RH Température (TR2) °C 280 Pression Totale MPa 14 Catalyseur Ni / Alumine VVH h-1 2 [0163] Tableau 5 [0164] Le catalyseur mis en oeuvre dans le réacteur RH a la composition suivante : 28 %pds Ni sur alumine gamma. [0165] L'effluent hydrogéné issu de RH est ensuite envoyé dans l'étape de séparation haute pression puis dans l'étape de distillation. Une purge con-espondant à 1,5% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de distillation sur la fraction liquide lourde non convertie. La fraction liquide lourde non convertie purgée est ensuite ré-injectée en amont du réacteur d'hydrocraquage RB. [0166] Exemple n°4 conforme [0167] L'exemple 4 est conforme à l'invention dans la mesure où il s'agit d'un procédé d'hydrocraquage en une étape dans lequel la fraction liquide lourde non convertie issue de la distillation et purgée est envoyée dans une étape d'hydrogénation en présence d'un catalyseur d'hydrogénation comprenant du Pt et un support alumine et dans lequel la température TR2 dans l'étape d'hydrogénation est inférieure d'au moins 10°C à la température TRI dans l'étape d'hydrocraquage. [0168] Les étapes d'hydrotraitement dans RA et d'hydrocraquage dans RB sont mises en oeuvre sur la même charge et dans les mêmes conditions que dans l'exemple 1. Une purge correspondant à 3% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de distillation sur la fraction liquide lourde non convertie. [0169] La fraction liquide lourde non convertie issue de la distillation et purgée est envoyée dans une étape d'hydrogénation mise en oeuvre dans un réacteur RH placé sur la bouche de recyle. Cette étape d'hydrogénation est effectuée en présence de 20 ppm Soufre équivalent et de 2 ppm Azote équivalent, qui proviennent de rIT,S et de NH3 présents dans l'hydrogène et des composés soufrés et azotés encore présents dans la fraction liquide non convertie. Les conditions opératoires de RH sont énoncées dans le tableau 6. Dans ce cas, TR2 est inférieure de 60°C à TRI . [0170] [Tableaux6] Réacteur RH Température (TR2) °C 290 Pression Totale MPa 14 Catalyseur Pt/Alumine VVH h-1 2 [0171] Tableau 6 [0172] Le catalyseur mis en oeuvre dans le réacteur RH a la composition suivante : 0,3 %pds Pt sur alumine gamma. [0173] L'effluent hydrogéné issu de RH est ensuite ré-injecté en amont du réacteur d'hydrocraquage RB. [0174] Exemple n°5 conforme [0175] L'exemple 5 est conforme à l'invention dans la mesure où il s'agit d'un procédé d'hydrocraquage en une étape dans lequel la fraction liquide lourde non convertie issue de la distillation et purgée est envoyée dans une étape d'hydrogénation en présence d'un catalyseur d'hydrogénation comprenant du Pt et un support alumine et dans lequel la température TR2 dans l'étape d'hydrogénation est inférieure d'au moins 10°C à la température TRI dans l'étape d'hydrocraquage. [0176] Les étapes d'hydrotraitement dans RA et d'hydrocraquage dans RB sont mises en oeuvre sur la même charge et dans les mêmes conditions que dans l'exemple 1. Cette fois, une purge correspondant à 1,5% massique du débit de la charge VGO est prise en fond de distillation sur la fraction liquide lourde non convertie. [0177] La fraction liquide lourde non convertie issue de la distillation et purgée est envoyée dans une étape d'hydrogénation mise en oeuvre dans un réacteur RH placé sur la bouche de recyle. Cette étape d'hydrogénation est effectuée en présence de 20 ppm Soufre équivalent et de 2 ppm Azote équivalent, qui proviennent de l'H'S et de Nft présents dans l'hydrogène et des composés soufrés et azotés encore présents dans la fraction liquide non convertie. Les conditions opératoires de RH sont énoncées dans le 21 tableau 7. Dans ce cas, TR2 est inférieure de 60°C à TR1. [0178] [Tableaux7] Réacteur RH Température (TR2) °C 290 Pression Totale M Pa 14 Catalyseur Pt/Alumine VVH h-, 2 [0179] Tableau 7 [0180] Le catalyseur mis en oeuvre dans le réacteur RH a la composition suivante : 0,3 %pds Pt sur alumine gamma. [0181] L'effluent hydrogéné issu de RH est ensuite ré-injecté en amont du réacteur d'hydrocraquage RB. [0182] Exemple 6 : Performances du procédé [0183] Le tableau 8 récapitule les performances des procédés décrits dans les exemples 1 à 5 en terme de rendement en distillats moyens, de durée de cycle du procédé, d'indice de cétane de la fraction gazole obtenue et de conversion globale du procédé. La conversion du coronène (HPNA à 7 cycles aromatiques) réalisée dans l'étape d'hydrogénation est également reportée. [0184] [Tahleaux8] Exemples I (non conforme ) 2 3 4 5 (conforme ) (conforrn e) (conforme) (conform e) Schéma RB seul RB+RH (aval) RB+RH (aval) RH+RB (amont) RH+RB (amont) Catalyseur dans R3 28%Ni / alumine 28%Ni / alumine 0.3%Pt / alumine 0.3%Pt / alumine Purge (%) 3 3 1,5 3 1,5 TRI (°C) 350 350 350 350 350 TR2 (°C) 280 280 290 290 Conversio n (lu coronène (%) (1) 0 67 67 71 71 Rendemen t distillats moyens Base Base Base + 1,5 point Base Base + 1,5 point Durée de cycle Base Base + 4 mois Base + 2 mois Base + 4 mois Base + 2 mois Indice de cétane Base Base + 3 points Base + 3 points Base Base Conversio n globale (%) 97 97 98,5 97 98,5 [0185] Tableau 8 [0186] La conversion du coronène est calculée en divisant la différence des quantités de coronène mesurées en amont et en aval du réacteur d'hydrogénation par la quantité de coronène mesurée en amont de ce même réacteur. La quantité de coronène est mesurée par chromatographie liquide haute pression couplée à un détecteur UV (HPLC-UV), une longueur d'onde de 302 nm pour laquelle le coronène a une absorption maximale. 101871 Ces exemples illustrent l'intérêt du procédé selon l'invention qui permet. d'obtenir des performances améliorées en terme de de durée de cycle, de rendement en distillats moyens, ou de conversion globale du procédé. Dans le cas où le réacteur d'hydrogénation RH est situé en aval du réacteur d'hydrocraquage RB, la fraction 23 gazole présente également un indice de cétane amélioré. 24 [Revendication I]