FR 3102488 A1 20210430 FR 2010827 A 20201022 Un processus de production de propylène et d’un composant de mazout à faible teneur en soufre, comprenant les étapes consistant à : i) mettre en contact une huile de départ contenant des hydrocarbures avec un catalyseur de conversion catalytique pour une réaction sous des conditions efficaces dans un réacteur de conversion catalytique en l’absence d’hydrogène pour obtenir un produit de réaction comprenant du propylène ; ii) séparer le produit de réaction provenant de l’étape i) pour obtenir une huile distillée de craquage catalytique, et iii) soumettre l’huile distillée de craquage catalytique à une hydrodésulfurisation pour obtenir une huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre adaptée à une utilisation comme composant de mazout. Le processus peut grandement améliorer la sélectivité en propylène et le rendement en propylène tout en produisant davantage de composants de mazout, réduire considérablement le rendement en gaz sec et coke, et présente donc de meilleurs avantages économiques et sociaux. Figure pour l’abrégé : Fig 1 PROCESSUS DE PRODUCTION DE PROPYLENE ET DE COMPOSANTS DE MAZOUT À FAIBLE TENEUR EN SOUFRE RENVOI À DES DEMANDES ASSOCIÉES La présente demande revendique la priorité d'une demande de brevet n°2019 110 149 93.7 déposée le 24 octobre 2019, intitulée « processus de production d’oléfines légères et de composants de mazout à faible teneur en soufre ». La demande concerne le domaine de la conversion catalytique d'huiles hydrocarbonées, en particulier un processus pour convertir de manière catalytique des huiles de départ contenant des hydrocarbures en oléfines légères et en composants de mazout à faible teneur en soufre. ART ANTERIEUR Avec le développement rapide de l'économie nationale, le problème de la pollution environnementale a attiré de plus en plus l'attention, et des réglementations environnementales deviennent de plus en plus strictes. Selon la réglementation, Convention Internationale pour la Prévention de Pollution par Navires, de l'Organisation Maritime Internationale (IMO), à partir du 1 er janvier 2020, les navires du monde entier doivent utiliser des carburants marins dont une teneur en soufre ne dépasse pas 0,5 %, et cela va entrainer sans aucun doute une énorme révolution sur le marché mondial de carburants marins. Selon une prévision de BP, une consommation mondiale de carburants marins en 2020 pourrait atteindre environ 3 cent millions de tonnes, ce qui va entrainer sans aucun doute un énorme défi pour l'approvisionnement en mazouts à faible teneur en soufre, et il existe toujours un écart important entre la capacité d'approvisionnement annoncée successivement par les principales entreprises mondiales de transformation de pétrole et la demande du marché mondial. Le document CN 109 772 303A décrit un processus de production d’un composant de mélange pour des carburants marins à faible teneur en soufre à partir d'huiles lourdes à haute teneur en soufre. Le processus comprend les étapes consistant à : a) introduire une matière première d'huile lourde à teneur en soufre élevée dans un dispositif de viscoréduction pour effectuer une viscoréduction afin d’obtenir un résidu de viscoréduction ; b) ajouter un modificateur composite dans le résidu de viscoréduction obtenu à l'étape a), puis soumettre le mélange à une décantation continue pour obtenir un trop-plein au niveau de la partie supérieure et un écoulement de fond au niveau de la partie inférieure ; et c) envoyer le trop-plein obtenu à l'étape b) à un dispositif d'hydrogénation de résidus à lit fixe pour hydrodésulfurisation pour obtenir un composant de mélange pour carburants marins à faible teneur en soufre. La qualité d'huiles brutes est devenue de plus en plus faible à fur à mesure que la production d'huile brute a augmenté, les manifestations principales étant les augmentations de densité, viscosité, teneur en métaux lourds, teneur en soufre, teneur en azote, teneur en colloïdes et teneur en asphaltène d'huiles brutes. Actuellement, la différence de prix entre des huiles brutes inférieures et des huiles brutes de grande qualité augmente à fur à mesure que la pénurie de ressources pétrolières devient de plus en plus sérieuse. La production d'un plus grand nombre possible de produits de grande valeur à partir d'huiles brutes inférieures a entraîné un défi important pour la technologie traditionnelle de traitement d’huiles brutes. Cependant, la clé du traitement d'huiles brutes inférieures est la manière de traiter la fraction de résidus atmosphériques la plus lourde parmi des fractions d’huile brute. Un craquage catalytique de résidus est actuellement un processus clé pour produire des oléfines légères et du gazole à teneur en octane élevée dans des raffineries pétrolières modernes, dans lequel une huile de cycle léger (LCO) est produite comme partie de sous-produits. Récemment, une LCO a été considérée comme étant un composant de mélange potentiel pour des carburants marins. Bien que le mélange d'un résidu sous vide avec une LCO puisse produire un carburant marin à faible teneur en soufre, la proportion de LCO utilisée en tant que composant de mazout ne peut pas être trop élevée du fait de la viscosité inférieure de LCO, et un mélange simple des deux matériaux peut avoir comme résultat une séparation de couches pendant un stockage à long terme puisque les plages de distillation de LCO et du résidu sous vide ne se chevauchent pas l'une et l'autre. De plus, la teneur en hydrogène d'hydrocarbures saturés de résidus sous vide est trop élevée, et ainsi l'utilisation de résidus sous vide en tant que composant de mazout peut affecter l'avantage économique d’entreprises. Du fait de l'augmentation rapide de la demande en dérivés tels que du polypropylène, la demande en propylène en Chine dépasse toujours l'approvisionnement de celui-ci, et la production de davantage de propylène par un craquage catalytique d'huiles lourdes joue un rôle plus important. Puisque le prix de carburant marin est inférieur à celui d’huiles diesel pour véhicule, la production de carburants marins ne peut pas fournir un bon avantage économique. La production d'un carburant marin ainsi que de produits de grande valeur, par exemple propylène et butylène, se concentrant sur les caractéristiques de composants d'une huile de départ, a une importance significative. En prenant en compte une capacité de raffinage d’huile en surplus courante en Chine, le développement d'un processus pour produire plus de propylène de grande valeur et fournir des composants de carburant marin à faible teneur en soufre en utilisant un dispositif de raffinage d'huile cœur, c'est-à-dire un dispositif de craquage catalytique, est une stratégie importante pour un ajustement structurel de l'industrie de raffinage pétrolier, de sorte que les impératifs d'amélioration de la norme de protection environnementale et la demande du marché peuvent être satisfaits, et la compétitivité des entreprises peut être améliorée. Un but de la présente demande est de fournir un processus de conversion catalytique pour produire du propylène et un composant de mazout à faible teneur en soufre, qui peut grandement améliorer la sélectivité en propylène et le rendement en propylène tout en produisant davantage de composants de mazout, et réduire considérablement les rendements en gaz sec et coke, avec de bons avantages économiques et sociaux. Pour atteindre le but ci-dessus, la présente demande fournit un processus de production de propylène et d’un composant de mazout à faible teneur en soufre, comprenant les étapes consistant à : i) mettre en contact une huile de départ contenant des hydrocarbures avec un catalyseur de conversion catalytique pour une réaction dans un réacteur de conversion catalytique en l’absence d’hydrogène pour obtenir un produit de réaction comprenant du propylène ; ii) séparer le produit de réaction provenant de l’étape i) pour obtenir une huile distillée de craquage catalytique, dans lequel l’huile distillée de craquage catalytique a un point d’ébullition initial de pas moins d’environ 200ºC, un point d’ébullition final de pas plus d’environ 550ºC, et une teneur en hydrogène de pas plus d’environ 12,0 % en poids ; et iii) soumettre l’huile distillée de craquage catalytique à une hydrodésulfurisation pour obtenir une huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre adaptée à une utilisation comme composant de mazout, dans lequel le catalyseur de conversion catalytique comprend environ 1 à 50 % en poids de zéolite, environ 5 à 99 % en poids d’oxyde inorganique, et environ 0 à 70 % en poids d’argile, sur la base du poids total du catalyseur, les conditions de réaction de l’étape i) incluent : une température de réaction d’environ 460 à 750ºC, une vitesse spatiale horaire en poids d’environ 10 à 100 h -1 ou un temps de réaction d’environ 1 à 10 secondes, et un rapport en poids catalyseur-huile d’environ 4 à 20. De préférence, le produit de réaction obtenu à l’étape i) comprend environ 8 à 25 % en poids de propylène et environ 15 à 50 % en poids de l’huile distillée de craquage catalytique, par rapport au poids de l’huile de départ contenant des hydrocarbures. Le processus de la présente demande peut craquer sélectivement des alcanes, des hydrocarbures avec un groupe latéral alkyle et analogues présents dans l’huile de départ contenant des hydrocarbures, produire du propylène dans la plus grande mesure possible, et générer simultanément des hydrocarbures aromatiques polycycliques avec des chaînes latérales courtes qui sont conservés dans l’huile distillée de craquage catalytique appropriée pour être utilisée comme composant de mazout. À l’aide du processus de la présente demande, l’huile de départ contenant des hydrocarbures peut être convertie en propylène, butylène et un composant pour carburants marins, et le rendement en gaz sec et coke peut être considérablement réduit, de sorte qu’une utilisation efficace de ressources pétrolières peut être réalisée. En particulier, par comparaison à des arts antérieurs, le processus de la présente demande offre au moins l’un des avantages suivants : 1. la sélectivité en propylène et le rendement en propylène peuvent être grandement améliorés tout en produisant plus de composants de mazout, et donc certains avantages économiques et sociaux peuvent être obtenus ; 2. les rendements en gaz sec et coke peuvent être nettement réduits tout en augmentant considérablement la production de produits de grande valeur tels que du propylène et analogues ; et 3. le rendement total en liquide peut être considérablement augmenté, de sorte que l’efficacité d’utilisation de ressources pétrolières peut être améliorée. BREVE DESCRIPTION DES FIGURES Les dessins, faisant partie de la présente description, sont fournis pour aider à la compréhension de la présente demande, et ne doivent pas être considérés comme étant limitatifs. La présente demande peut être interprétée en référence aux dessins en combinaison avec la description détaillée ci-dessous. Sur les dessins : la représente un organigramme schématique d'un mode préféré de réalisation du processus de production de propylène and d’un composant de mazout à faible teneur en soufre de la présente demande. DESCRIPTION DETAILLEE DE L’INVENTION La présente demande va être décrite de manière plus détaillée ci-dessous en référence à des modes de réalisation spécifiques de celle-ci et aux dessins annexés. Il convient de noter que les modes de réalisation spécifiques de la présente demande sont fournis à des fins d'illustration uniquement, et ne sont d’aucune manière destinés à être limitatifs. Toute valeur numérique spécifique, incluant les extrémités d'une plage numérique, décrite dans le contexte de la présente demande n'est pas limitée à la valeur exacte de celle-ci, mais doit être interprétée comme englobant en outre toutes les valeurs proches de ladite valeur exacte, par exemple toutes les valeurs dans la plage de ±5 % de la valeur exacte. De plus, en ce qui concerne toute plage numérique décrite ici, des combinaisons arbitraires peuvent être effectuées entre les extrémités de la plage, entre chaque extrémité et toute valeur spécifique dans la page, ou entre deux quelconques valeurs spécifiques dans la plage, pour fournir une ou plusieurs nouvelles plages numériques, où lesdites une ou plusieurs nouvelles plages numériques doivent également être considérées comme ayant été décrites de manière spécifique dans la présente demande. À moins que ce ne soit établi autrement, les termes utilisés ici ont la même signification que ceux communément connus de l'homme du métier, et si les termes sont définis ici et leurs définitions sont différentes de la compréhension ordinaire dans l’art, la définition fournie ici prévaut. Selon la présente demande, le terme « huile distillée de craquage catalytique » se réfère à une fraction ayant un point d'ébullition initial qui n'est pas inférieure à environ 200°C, de préférence pas inférieure à environ 250°C, et un point d’ébullition final de pas plus d'environ 550°C, de préférence de pas plus d'environ 520°C, et de manière la plus préférée de pas plus d'environ 500°C dans le produit de réaction, c'est-à-dire une fraction ayant une plage de distillation d'environ 200 à 550°C, de préférence d'environ 250 à 520°C, de manière plus préférée d'environ 250 à 500°C. Dans la présente demande, le terme « réacteur à lit fluidisé », également désigné « réacteur fluidisé », doit être compris dans son sens le plus large et couvre tous les types de réacteurs qui permettent à une matière première gazeuse d'entrer en contact avec des particules de catalyseur solides dans un état fluidisé à l'intérieur pour une réaction chimique, incluant, mais n'était n'étant pas limités à, un lit dense, lit bouillonnant, lit en ébullition, lit turbulent, lit rapide, lit de transport en phase gazeuse (tel qu'un lit fluidisé à flux ascendant et un lit fluidisé à flux descendant) et analogues. Le recteur à lit fluidisé peut être des réacteurs à lit fluidisé à vitesse linéaire constante, réacteurs à lit fluidisé de diamètre égal, réacteurs à lit fluidisé de diamètre variable, ou analogues, et peut également être un réacteur composite comprenant deux ou plus de deux types différents de lits fluidisés reliés en série ou en parallèle, tel qu'un réacteur ascendant ou un réacteur composite comprenant un réacteur ascendant en combinaison avec un lit dense. Typiquement, la vitesse de gaz d’un lit dense peut être dans une plage d'environ 0,1 à 2 m/s, alors que la vitesse de gaz d’un réacteur ascendant peut être dans une plage d'environ 1 à 30 m/s (à l'exclusion du catalyseur). Dans le contexte de la présente demande, en plus des thèmes établis explicitement, un quelconque thème ou de quelconques thèmes non mentionnés sont considérés comme étant les mêmes que ceux connus dans l’art sans aucun changement. De plus, un quelconque des modes de réalisation décrits peut être librement combiné à un ou plusieurs autres modes de réalisation décrits ici, et les solutions techniques ou idées ainsi obtenues sont considérées comme faisant partie de la divulgation originale ou de la description originale de la présente demande, et ne doivent pas être considérées comme étant un nouveau thème qui n’a pas été décrit ou anticipé ici, à moins que cela ne soit clair pour l'homme du métier qu'une telle combinaison soit évidemment déraisonnable. Il a longtemps été compris par l’homme du métier que plus le taux de conversion de l’huile lourde pendant un craquage catalytique est élevé, plus le résultat était bon. Cependant, les inventeurs de la présente demande ont trouvé par pensée créative et expériences répétées que le taux de conversion de l’huile lourde pendant un craquage catalytique n’est pas aussi élevé que possible, et quand la conversion arrive à un certain degré, l’augmentation du produit voulu va être faible, mais le rendement du sous-produit de gaz sec et coke va considérablement augmenter. Par conséquent, les inventeurs ont développé un processus de craquage catalytique modéré basé sur le concept d’un craquage sélectif de groupes alcanes, dans lequel la matière première d’hydrocarbures est convertie en un niveau dans une plage optimale, où le rapport entre le rendement total en gaz sec et coke et le taux de conversion est minimisé, la sélectivité en propylène est bonne, des hydrocarbures aromatiques polycycliques difficiles à convertir sont conservés dans une fraction ayant une plage de distillation de 300 à 500°C (appelée « gasoil catalytique ») du produit craqué, et la génération de coke est limitée dans la plus grande mesure possible. En fonction des propriétés physicochimiques du gasoil catalytique, il peut être utilisé comme composant de mélange efficace pour des carburants marins. Par conséquent, la présente demande fournit un processus de production de propylène et d’un composant de mazout à faible teneur en soufre, comprenant les étapes consistant à : i) mettre en contact une huile de départ contenant des hydrocarbures avec un catalyseur de conversion catalytique pour une réaction sous des conditions efficaces dans un réacteur de conversion catalytique en l’absence d’hydrogène pour obtenir un produit de réaction comprenant du propylène ; ii) séparer le produit de réaction provenant de l’étape i) pour obtenir une huile distillée de craquage catalytique, et iii) soumettre l’huile distillée de craquage catalytique à une hydrodésulfurisation pour obtenir une huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre, dans lequel l’huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre peut être utilisée comme composant de mazout à faible teneur en soufre. Selon la présente demande, l’huile de départ contenant des hydrocarbures peut être choisie parmi le groupe constitué d'hydrocarbures de pétrole, autres huiles minérales, ou mélanges de ceux-ci, l’hydrocarbure de pétrole pouvant être choisi parmi le groupe constitué de gasoils sous vide (VGO), gasoils atmosphériques, gasoils d’unité de cokéfaction, huiles désasphaltées, résidus sous vide (VR), résidus atmosphériques, huiles lourdes hydrogénées ou de quelconques mélanges de ceux-ci, et ladite autre huile minérale pouvant être choisie parmi le groupe constitué d'huiles liquéfiées de charbon, huiles de sable bitumeux, huiles de schiste, ou de quelconques mélanges de celles-ci. Selon la présente demande, le réacteur de conversion catalytique peut être choisi parmi divers types de réacteurs à lit fluidisé, tels qu’un réacteur à lit fluidisé unique, ou un réacteur composite comprenant une pluralité de réacteurs à lit fluidisé reliés en série ou en parallèle. Dans certains modes préférés de réalisation, le réacteur à lit fluidisé peut être un réacteur ascendant de diamètre égal ou divers types de réacteurs à lit fluidisé de diamètre variable, tels que le réacteur décrit dans le Brevet Chinois numéro CN 1 078 094C. Selon la présente demande, le catalyseur de conversion catalytique peut comprendre environ 1 à 50 % en poids de zéolite, environ 5 à 99 % en poids d'oxyde inorganique, et environ 0 à 70 % en poids d'argile, sur la base du poids total du catalyseur. De préférence, le catalyseur peut comprendre environ 5 à 45 % en poids de zéolite, de manière plus préférée environ 10 à 40 % en poids de zéolite, environ 5 à 80 % en poids d'oxyde inorganique et environ 10 à 70 % en poids d'argile. Dans un mode préféré de réalisation, la zéolite peut comprendre environ 51 à 100 % en poids, de préférence environ 70 à 100 % en poids, d'une zéolite mésoporeuse et environ 0 à 49 % en poids, de préférence environ 0 à 30 % en poids, d'une zéolite macroporeuse, sur la base du poids total de la zéolite. De préférence la zéolite mésoporeuse à un rapport silice-alumine supérieur à environ 10, de préférence supérieur à environ 50, de manière plus préférée supérieur à environ 100. La zéolite mésoporeuse est choisie de préférence parmi le groupe constitué de zéolites de type ZSM et zéolites ZRP ; la zéolite macroporeuse est de préférence une zéolite de type Y. Facultativement, la zéolite peut être modifiée à l'aide d'un élément non métallique, tel que du phosphore et analogues et/ou d'un élément de métal de transition tel que du fer, cobalt, nickel et analogues. L'oxyde inorganique est de préférence choisi parmi le groupe constitué de silice, alumine, et de combinaisons de celles-ci, et l'argile est de préférence choisie parmi du kaolin et/ou halloysite. Selon la présente demande, les « conditions efficaces » désignent des conditions qui permettent à la matière première contenant des hydrocarbures de subir une réaction de conversion catalytique pour obtenir un produit de réaction comprenant du propylène et une huile distillée de craquage catalytique, de préférence comprenant d'environ 8 à 25 % en poids de propylène et environ 15 à 50 % en poids d'huile distillée de craquage catalytique, par rapport au poids de l’huile de départ contenant des hydrocarbures. Dans un mode préféré de réalisation, les conditions de réaction de l’étape de conversion catalytique i) incluent : une température d’environ 460 à 750°C, de préférence d’environ 480 à 700°C, de manière plus préférée d’environ 480 à 600°C, et de manière la plus préférée d'environ 500 à 560°C, une vitesse spatiale horaire en poids (par exemple, pour un réacteur à lit dense, un réacteur à lit rapide, etc.) d'environ 5 à 100 h -1 , de préférence d’environ 10 à 70 h -1 , de manière plus préférée d’environ 15 à 50 h -1 , et de manière la plus préférée d’environ 18 à 40 h -1 , de manière encore préférée une température de réaction d’environ 480 à 700ºC et une vitesse spatiale horaire en poids d’environ 30 à 100 h -1 , ou un temps de réaction (par exemple, pour un réacteur ascendant) d’environ 1 à 10 secondes, de préférence d’environ 1,5 à 10 secondes, de manière plus préférée d’environ 2,0 à 8,0 secondes, et de manière la plus préférée d’environ 4 à 8 secondes ; et un rapport catalyseur-huile d'environ 1 à 30, de préférence d’environ 5 à 15, et de manière plus préférée d’environ 5 à 10. Dans un mode préféré de réalisation, l’étape i) est effectuée sur une mesure telle que le produit de réaction résultant à un rapport massique propylène/propane qui n'est pas inférieur à environ 4, de préférence pas inférieur à environ 6, de manière la plus préférée pas inférieur à environ 8 ; et/ou un rapport massique isobutène/isobutane qui n'est pas inférieur à environ 1, de préférence pas inférieur à environ 1,5, de manière la plus préférée pas inférieure à environ 1,8. Dans un mode préféré de réalisation, l’étape i) est effectuée sur une mesure telle que le rendement en huile distillée de craquage catalytique dans le produit de réaction résultant n'est pas inférieur à environ 15 %, de préférence pas inférieur à environ 20 %, de manière plus préférée pas inférieur à environ 25 %, et pas supérieur à environ 50 %, par rapport au poids de ladite huile de départ contenant des hydrocarbures. De manière bien connue de l'homme du métier, le taux de conversion d'huile de départ dans un processus de conversion catalytique est typiquement exprimé sous la forme de la somme des rendements en gaz, gazole et coke. Dans le processus de la présente demande, les produits finaux du processus de conversion catalytique incluent uniquement un gaz sec, gaz liquéfié, gazole, huile distillée de craquage catalytique et coke. Ainsi, dans la présente demande, le taux de conversion de l’huile départ est sensiblement égal à 100 % moins le rendement en huile distillée de craquage catalytique. À son tour, le taux de conversion du processus de conversion catalytique selon la présente demande est commandé à un niveau qui n'est pas supérieur à environ 85 %, de préférence pas supérieur à environ 80 %, et de manière la plus préférée pas supérieur à environ 75 %, et pas inférieur à environ 50 %. Dans certains modes préférés de réalisation, le processus comprend en outre une étape de séparation du produit de réaction de l'étape i) à partir du catalyseur usé, dans lequel le catalyseur usé est recyclé dans le réacteur après division et régénération par brûlage de coke, et dans lequel le produit de réaction séparé comprend du propylène, gazole et l’huile distillée de craquage catalytique. Des procédés pour séparer des matériaux tels du propylène à partir du produit de réaction sont bien connus de l'homme du métier et ne vont pas être décrits de manière détaillée ici. Dans un mode préféré de réalisation, un catalyseur comprenant un métal du Groupe VIB et/ou un métal du Groupe VIII supporté sur un support d’alumine et/ou de silice-alumine amorphe est utilisé dans l’étape d’hydrodésulfurisation iii). De manière plus préférée, le catalyseur utilisé dans l'étape d’hydrodésulfurisation iii) comprend environ 0 à 10 % en poids d’un additif, environ 1 à 40 % en poids d’au moins un métal du Groupe VIII (calculé en tant qu’oxyde métallique), et environ 1 à 50 % en poids d’au moins un métal du Groupe VIB (calculé en tant qu’oxyde métallique), le reste étant un support choisi parmi de l’alumine et silice-alumine amorphe, l'additif comprenant un élément non métallique choisi parmi du fluor, phosphore, et analogues, un élément métallique choisi parmi du titane, platine, et analogues, ou une combinaison de ceux-ci. Par exemple, l’additif peut être un auxiliaire contenant du phosphore ou un auxiliaire contenant du fluor, tel que du fluorure d'ammonium. Le métal du Groupe VIB est de préférence choisi parmi du molybdène, tungstène ou une combinaison de ceux-ci ; et le métal du Groupe VIII est de préférence choisi parmi du nickel, cobalt ou une combinaison de ceux-ci. Dans un mode préféré de réalisation, les conditions de l'étape d’hydrodésulfurisation iii) incluent : une pression de réaction d’environ 2,0 à 24,0 MPa, de préférence d’environ 3,0 à 15,0 MPa ; une température de réaction d’environ 200 à 500°C, de préférence d’environ 300 à 400°C ; un rapport volumique hydrogène-huile d'environ 50 à 5 000 Nm 3 /m 3 , de préférence environ 200 à 2 000 Nm 3 /m 3 ; une vitesse spatiale horaire en liquide d'environ 0,1 à 30,0 h -1 , de préférence environ 0,2 à 10,0 h -1 . Selon la présente demande, l’huile distillée de craquage catalytique a un point d’ébullition initial de pas moins d’environ 200ºC, un point d’ébullition final de pas plus d’environ 550ºC, et une teneur en hydrogène de pas plus d’environ 12,0 % en poids ; de préférence, l’huile distillée de craquage catalytique a un point d’ébullition initial de pas moins d’environ 250ºC, un point d’ébullition final de pas plus d’environ 520ºC, de manière plus préférée de pas plus d’environ 500°C, et une teneur en hydrogène de pas plus d’environ 11,5 % en poids. Dans un mode préféré de réalisation, l’huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre obtenue via l’hydrodésulfurisation de l’huile distillée de craquage catalytique a une teneur en soufre de pas plus d'environ 0,1 %, de préférence de pas plus d'environ 0,05 %, et est utilisée comme composant de mélange pour des mazouts. Un mode de réalisation particulier du processus selon la présente demande est décrit ci-dessous en référence à la figure 1. Un milieu de pré-levage est introduit dans le fond d’un réacteur à lit fluidisé de diamètre variable 2 (tel que le réacteur décrit dans le Brevet Chinois numéro CN 1 078 094C) à travers un pipeline 1, un catalyseur régénéré provenant d'un tuyau incliné de catalyseur régénéré 16 se déplace vers le haut le long du réacteur sous l'action du milieu de pré-levage, et une huile de départ est alimentée dans le fond d'une première zone de réaction 8 du réacteur à lit fluidisé de diamètre variable à travers un pipeline 3 ensemble avec une vapeur atomisée provenant d'un pipeline 4 pour être mélangée avec le courant existant dans le réacteur. L’huile de départ est craquée sur le catalyseur chaud et se déplace vers le haut dans une seconde zone de réaction 9 du réacteur à lit fluidisé de diamètre variable 2 pour une réaction supplémentaire. Le gaz d’huile résultant et un catalyseur usé désactivé sont passés dans un séparateur à cyclone dans un ballon séparateur 7 pour réaliser la séparation du catalyseur usé et du gaz d’huile. Le gaz d’huile est passé dans un pipeline de gaz d’huile principal 17, et de fines poudres du catalyseur sont renvoyées dans le ballon séparateur 7 à travers un pied plongeant du séparateur à cyclone. Le catalyseur usé dans le ballon séparateur 7 est passé dans une section de division 10 et mis en contact avec une vapeur de division provenant d'un pipeline 11. Le gaz d’huile divisé à partir du catalyseur usé est passé à travers le séparateur à cyclone dans le pipeline de gaz d’huile principal 17. Le catalyseur usé divisé est envoyé dans un générateur 13 à travers un tuyau incliné de catalyseur usé 12, et de l'air principal est introduit dans le générateur à travers un pipeline 14 pour brûler le coke déposé sur le catalyseur usé, de sorte que le catalyseur usé désactivé peut être régénéré. Un gaz de fumée est déchargé à travers un pipeline 15. Le catalyseur régénéré est recyclé dans le réacteur à lit fluidisé de diamètre variable 2 à travers le tuyau incliné de catalyseur régénéré 16 pour une réutilisation. Le gaz d’huile est passé dans une unité de fractionnement ultérieure 18 à travers le pipeline de gaz d’huile principal 17, et après séparation, le gaz sec obtenu est déchargé à travers un pipeline 19 ; le gaz liquéfié obtenu est déchargé à travers un pipeline 20, et est séparé en propylène, propane et hydrocarbures en C4 dans une unité de séparation de gaz 25, et le propylène, propane et hydrocarbures en C4 sont déchargés à travers des pipeline 26, 27 et 28, respectivement ; le gazole obtenu est déchargé à travers un pipeline 21 ; la fraction d'huile de cycle léger obtenue ayant une plage de distillation de 200 à 250°C est extraite à travers un pipeline 22 et ensuite recyclée dans la partie supérieure médiane de la première zone de réaction 8 du réacteur à lit fluidisé de diamètre variable 2 à travers un pipeline 31 ensemble avec une vapeur atomisée provenant d'un pipeline 32 ; l’huile boueuse obtenue est extraite à travers un pipeline 24 et recyclée dans la première zone de réaction 8 du réacteur à lit fluidisé de diamètre variable 2 (facultativement passée dans la première zone de réaction 8 ensemble avec l'huile de départ provenant du pipeline 3 à travers une buse de matière première) pour raffinage de manière à récupérer de fines poudres du catalyseur ; l’huile distillée de craquage catalytique obtenue est passée dans une unité d'hydrotraitement 29 à travers un pipeline 23, et l’huile distillée hydrogénée obtenue après l’hydrotraitement est déchargée à travers un pipeline 30. La plage de distillation et le schéma de traitement de chaque fraction peuvent être ajustés en fonction des besoins réels d'une raffinerie, par exemple, le gazole peut être divisé pour obtenir une fraction de gazole légère, et la fraction de gazole légère peut être recyclée dans la seconde zone de réaction 9 du réacteur à lit fluidisé de diamètre variable 2 à travers un pipeline 6 ensemble avec une vapeur atomisée provenant d'un pipeline 5 pour raffinage afin d'augmenter le rendement en propylène. Dans certains modes préférés de réalisation, la présente demande fournit les solutions techniques suivantes : 1. Un processus de production d’oléfines légères (en particulier propylène) et d’un composant de mazout à faible teneur en soufre consiste à mettre en contact une huile de départ avec un catalyseur de réaction dans un réacteur de conversion catalytique à une température, une vitesse spatiale horaire en poids et un rapport en poids entre le catalyseur et l’huile de départ suffisant pour produire un produit de réaction comprenant 8 à 25 % en poids de propylène et 15 à 50 % en poids d’huile distillée de craquage catalytique, et soumettre l’huile distillée de craquage catalytique à une hydrodésulfurisation pour obtenir une huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre adaptée pour être utilisée comme composant de mazout. 2. Le processus selon le Point 1, dans lequel l'huile de départ est choisie parmi le groupe constitué d’hydrocarbures de pétrole choisis parmi des gasoils sous vide, gasoils atmosphériques, gasoils d’unité de cokéfaction, huiles désasphaltées, résidus sous vide, résidus atmosphériques, huiles lourdes hydrogénées ou un mélange de deux ou plus de deux de ceux-ci, et/ou d’autres huiles minérales choisies parmi des huiles liquéfiées de charbon, huiles de sable bitumineux, huiles de schiste ou un mélange de deux ou plus de deux de celles-ci. 3. Le processus selon le Point 1, dans lequel le réacteur de conversion catalytique est choisi parmi le groupe constitué d’un réacteur ascendant, d’un lit fluidisé à vitesse linéaire constante, d’un lit fluidisé de diamètre égal, d’une ligne de transport à flux ascendant, d’une ligne de transport à flux descendant, ou d’une combinaison de deux ou plus de deux de ceux-ci, ou d’une combinaison de deux ou plus de deux réacteurs du même type, incluant une combinaison de réacteurs reliés en série et/ou en parallèle, dans lequel le réacteur ascendant est un réacteur ascendant classique de diamètre égal ou divers types de lits fluidisés de diamètre variable. 4. Le processus selon le Point 1, dans lequel le catalyseur de conversion catalytique comprend 1 à 50 % en poids de zéolite, 5 à 99 % en poids d'oxyde inorganique et 0 à 70 % en poids d'argile, sur la base du poids total du catalyseur, dans lequel la zéolite est une zéolite mésoporeuse et facultativement une zéolite macroporeuse, dans laquelle la zéolite mésoporeuse représente 51 à 100 % en poids du poids total de la zéolite, la zéolite mésoporeuse a un rapport silice-alumine supérieur à 50, de préférence supérieur à 80, et la zéolite macroporeuse représente 0 à 49 % en poids du poids total de la zéolite. 5. Le processus selon le Point 1, dans lequel les conditions de la conversion catalytique incluent : une température de réaction de 460 à 750ºC, une vitesse spatiale horaire en poids de 10 à 100 h -1 , et un rapport en poids entre le catalyseur et l'huile de départ de conversion catalytique de 4 à 20. 6. Le processus selon le Point 5, dans lequel les conditions de la conversion catalytique incluent : une température de réaction de 480 à 700ºC, une vitesse spatiale horaire en poids de 30 à 80 h -1 , et un rapport en poids entre le catalyseur et l'huile de départ de conversion catalytique de 5 à 12. 7. Le processus selon le Point 1, dans lequel l'huile distillée de craquage catalytique a un point d'ébullition initial non inférieur à 200ºC et une teneur en hydrogène non supérieure à 12,0 % en poids. 8. Le processus selon le Point 7, dans lequel l'huile distillée de craquage catalytique a un point d'ébullition initial non inférieur à 250ºC et une teneur en hydrogène non supérieure à 11,5 % en poids. 9. Le processus selon le Point 1, dans lequel un catalyseur comprenant un métal du Groupe VIB et/ou un métal du Groupe VIII supporté sur un support d'alumine et/ou de silice-alumine amorphe est utilisé pour l'hydrodésulfurisation. 10. Le processus selon le Point 9, dans lequel le catalyseur d'hydrodésulfurisation est constitué de 0 à 10 % en poids d'un additif, de 1 à 40 % en poids d'un ou plusieurs métaux du Groupe VIII, de 1 à 50 % en poids d'un ou plusieurs métaux du Groupe VIB, et d'une quantité restante de support d'alumine et/ou de silice-alumine amorphe, dans lequel l'additif est choisi parmi le groupe constitué d'éléments non-métalliques tels que du fluor, phosphore, et analogues, et d'éléments métalliques tels que du titane, platine, et analogues. 11. Le processus selon le Point 1, dans lequel les conditions d'hydrodésulfurisation incluent : une pression de réaction de 2,0 à 24,0 MPa, une température de réaction de 200 à 500ºC, un rapport volumique hydrogène-huile de 50 à 5 000 Nm 3 /m 3 , et une vitesse spatiale horaire en liquide de 0,1 à 30,0 h -1 . 12. Le processus selon le Point 11, dans lequel les conditions d'hydrodésulfurisation incluent : une pression de réaction de 3,0 à 15,0 MPa ; une température de réaction de 300 à 400ºC ; un rapport volumique hydrogène-huile de 200 à 2 000 Nm 3 /m 3 ; une vitesse spatiale horaire en liquide de 0,2 à 10,0 h -1 . 13. Le processus selon le Point 1, dans lequel la teneur en soufre dans l'huile distillée hydrogénée de l'étape (3) n’est pas supérieure à 0,1 %, de préférence pas supérieure à 0,05 %. Exemples La présente demande va être en outre décrite en référence aux exemples suivants, mais n’est pas limitée à ceux-ci. Des propriétés de l’huile de départ et du catalyseur utilisés dans les exemples et les exemples comparatifs suivants sont indiquées dans les Tableaux 1 et 2, respectivement. Le catalyseur de conversion catalytique utilisé dans les exemples comparatifs était MMC-1, un catalyseur fabriqué par Qilu Branch de Sinopec Catalyst Co., Ltd.. La teneur en hydrogène de l’huile distillée de craquage catalytique obtenue dans chaque exemple est mesurée par un compteur d’analyse de carbone et d’hydrogène selon la norme NB/SH/T 0656-2017. Le catalyseur de conversion catalytique utilisé dans les exemples a été préparé de la manière suivante : 969 g de halloysite (disponible auprès de China Kaolin clay Co., Ltd., avec une teneur en solides de 73 %) ont été mis en suspension dans 4 300 g d’eau décationisée, 781 g de pseudo-boehmite (disponible auprès de Shandong Zibo Bauxite Plant, avec une teneur en solides de 64 %) et 144 ml d’acide chlorhydrique (avec une concentration de 30 % et une gravité spécifique de 1,56) ont été ajoutés et agités uniformément. Le mélange a été maintenu immobile et vieilli pendant 1 heure à 60 ºC, la valeur de pH a été maintenue entre 2 et 4, puis le mélange a été refroidi à température ambiante. 5 000 g d’une boue pré-préparée comprenant 1 600 g d’une zéolite ZSM-5 mésoporeuse à forme sélective (disponible auprès de Qilu Branch de Sinopec Catalyst Co., Ltd.) contenant de l’eau chimique et ayant un rapport silice-alumine supérieur à 150 ont été ajoutés et agités uniformément, et le résultat a été séché par pulvérisation et lavé pour être exempt de Na + afin d’obtenir un catalyseur. Le catalyseur obtenu a été vieilli à 800ºC avec 100 % de vapeur, et le catalyseur vieilli a été désigné catalyseur A, dont les propriétés sont indiquées dans le Tableau 2. Le catalyseur d’hydrodésulfurisation utilisé dans les exemples a été préparé de la manière suivante : 1 000 g de pseudo-boehmite produite par ChangLing Branch de Sinopec Catalyst Co., Ltd. ont été pesés, et 1 000 ml d’une solution aqueuse contenant 10 ml d’acide nitrique (chimiquement pur) ont ensuite été ajoutés. Le mélange a été façonné par extrusion de bande sur une extrudeuse à double vis, séché à 120ºC pendant 4 heures, et calciné à 800ºC pendant 4 heures pour obtenir un support de catalyseur. Le support a été immergé dans 900 ml d’une solution aqueuse contenant 120 g de fluorure d’ammonium pendant 2 heures, séché à 120°C pendant 3 heures, et calciné à 600°C pendant 3 heures ; après refroidissement à température ambiante, le résultat a été en outre immergé dans 950 ml d’une solution aqueuse contenant 133 g de métamolybdate d’ammonium pendant 3 heures, séché à 120°C pendant 3 heures, et calciné à 600°C pendant 3 heures ; et après refroidissement à température ambiante à nouveau, le résultat a finalement été immergé dans 900 ml d’une solution aqueuse contenant 180 g de nitrate de nickel et 320 g de métatungstate d’ammonium pendant 4 heures, séché à 120ºC pendant 3 heures et calciné à 600 ºC pendant 4 heures pour produire un catalyseur B. [Tableau 1] Propriétés de l'huile de départ utilisée dans les exemples et exemples comparatifs Nom de l'huile de départ VGO +30 % VR-1 Huile lourde Hydrogénée VGO Densité (20°C), g/cm 3 0,8905 0,963 0,8597 Résidu de carbone, % en poids 2,94 8,0 0,07 Élément/% en poids Carbone 86,48 87,28 85,63 Hydrogène 13,18 11,63 13,45 Soufre 0,15 0,4 0,06 Azote 0,19 0,2 0,08 Analyse de quatre composants/% en poids Composés saturés 64,5 49,4 86,6 Composés aromatiques 24,2 37,3 13,4 Résines 11,1 11,4 0,0 Asphaltène 0,2 1,9 0,0 [Tableau 2] Propriétés des catalyseurs de conversion catalytique utilisés dans les exemples et exemples comparatifs Nom du catalyseur A MMC-1 Composition chimique/% en poids Al 2 O 3 49,2 50,2 Na 2 O 0,07 0,052 Propriétés Physiques Surface spécifique/(m 2 .g -1 ) / 115 Densité Volumique/(g.cm -3 ) 0,79 0,80 Indice d’abrasion/(%.h -1 ) 1,1 2,8 Composition de tamis/% en poids 0-40 μm 14,2 15,8 0-80 μm 53,8 75,5 0-105 μm / 90,5 0-149 μm 89,5 / Example 1-a Cet exemple a été réalisé conformément au schéma de processus représenté sur la figure 1, en utilisant VGO + 30 % de VR-1 comme huile de départ, et le catalyseur A comme catalyseur de conversion catalytique, sur une unité de craquage catalytique de taille moyenne comprenant un réacteur à lit fluidisé de diamètre variable. Le gaz d’huile et le catalyseur usé résultants ont été séparés dans un ballon séparateur, et le produit de gaz d’huile a été divisé en propylène, butylène, gazole et une huile distillée de craquage catalytique (avec une plage de distillation de 250 à 500ºC, et une teneur en hydrogène de 11,2 % en poids) selon les plages de distillation de ces fractions dans une unité de fractionnement. Les conditions de réaction et la distribution de produits sont listées dans le Tableau 3. L’huile distillée de craquage catalytique obtenue a été envoyée à un réacteur d’hydrodésulfurisation ensemble avec de l’hydrogène pour entrer en contact avec le catalyseur d’hydrodésulfurisation B, et réagit sous une pression de réaction de 6,0 MPa, une température de réaction de 350ºC, un rapport volumique hydrogène-huile de 350 et une vitesse spatiale horaire en liquide de 2,0 h -1 pour obtenir une huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre. L’huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre a été utilisée comme composant de mazout et mélangée à un autre composant de mazout « résidu sous vide VR-2 », pour obtenir un produit de mazout RMG 380 satisfaisant à la Norme Nationale GB 17411-2015, Huiles de Carburant Marin, dont les propriétés sont indiquées dans le Tableau 4. Exemple 1-b Cet exemple a été effectué conformément au schéma de processus représenté sur la figure 1, en utilisant VGO comme huile de départ, et le catalyseur A comme catalyseur de conversion catalytique, sur une unité de craquage catalytique de taille moyenne comprenant un réacteur à lit fluidisé de diamètre variable. Le gaz d’huile et le catalyseur usé résultants ont été séparés dans un ballon séparateur, et le produit de gaz d’huile a été divisé en propylène, butylène, gazole et une huile distillée de craquage catalytique (avec une plage de distillation de 250 à 500ºC, et une teneur en hydrogène de 11,3 % en poids) selon les plages de distillation de ces fractions dans une unité de fractionnement. Les conditions de réaction et la distribution de produits sont listées dans le Tableau 3. Exemple 1-c Cet exemple a été effectué conformément au schéma de processus représenté sur la figure 1, en utilisant VGO + 30 % de VR-1 comme huile de départ, et le catalyseur A comme catalyseur de conversion catalytique, sur une unité de craquage catalytique de taille moyenne comprenant un réacteur à lit fluidisé de diamètre variable. Le gaz d’huile et le catalyseur usé résultants ont été séparés dans un ballon séparateur, et le produit de gaz d’huile a été divisé en propylène, butylène, gazole et une huile distillée de craquage catalytique (avec une plage de distillation de 250 à 500ºC, et une teneur en hydrogène de 11,2 % en poids) selon les plages de distillation de ces fractions dans une unité de fractionnement. Les conditions de réaction et la distribution de produits sont listées dans le Tableau 3. Exemple Comparatif 1 Cet exemple comparatif a été réalisé conformément au processus conventionnel de craquage catalytique profond décrit dans le document CN 1 004 878B, utilisant VGO comme huile de départ, et le catalyseur MMC-1 comme catalyseur de craquage catalytique, sur une unité de taille moyenne comprenant un réacteur ascendant en combinaison avec un lit fluidisé à phase dense. Le gaz d’huile et le catalyseur usé résultants ont été séparés dans un ballon séparateur, et le produit a été divisé en propylène, butylène, gazole et une huile de cycle léger (avec une plage de distillation de 200 à 350ºC, et une teneur en hydrogène de 9,8 % en poids) selon les plages de distillation de ces fractions dans une unité de fractionnement. Les conditions de réaction et la distribution de produits sont listées dans le Tableau 3. Exemple 2 Cet exemple a été réalisé conformément au schéma de processus représenté sur la figure 1, en utilisant l’huile lourde hydrogénée comme huile de départ, et le catalyseur A comme catalyseur de conversion catalytique, sur une unité de craquage catalytique de taille moyenne comprenant un réacteur à lit fluidisé de diamètre variable. Le gaz d’huile et le catalyseur usé résultants ont été séparés dans un ballon séparateur, et le produit de gaz d’huile a été divisé en propylène, butylène, gazole et une huile distillée de craquage catalytique (avec une plage de distillation de 250 à 500ºC, et une teneur en hydrogène de 10,9 % en poids) selon les plages de distillation de ces fractions dans une unité de fractionnement. Les conditions de réaction et la distribution de produits sont listées dans le Tableau 3. L’huile distillée de craquage catalytique obtenue a été envoyée dans un réacteur d’hydrodésulfurisation ensemble avec de l’hydrogène pour entrer en contact avec le catalyseur d’hydrodésulfurisation B, et réagit sous une pression de réaction de 6,0 MPa, une température de réaction de 350ºC, un rapport volumique hydrogène-huile de 650 et une vitesse spatiale horaire en liquide de 8,0 h -1 pour obtenir une huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre. L’huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre a été utilisée comme composant de mazout et mélangée à un autre composant de mazout « résidu sous vide VR-3 », pour obtenir un produit de mazout RMG 180 satisfaisant à la Norme Nationale GB 17411-2015, Huiles de Carburant Marin, dont les propriétés sont indiquées dans le Tableau 5. [Tableau 3] Conditions de réaction et distributions de produits des exemples et exemples comparatifs Ex./Ex. Comp. Ex. 1-a Ex. 1-b Ex. 1-c Ex. 2 Ex. Comp. 1 Huile de départ VGO +30% de VR-1 VGO VGO +30% de VR-1 Huile hydrogénée lourde VGO Type of réacteur Lit fluidisé de diamètre variable Lit fluidisé de diamètre variable Réacteur ascendant de diamètre égal Lit fluidisé de diamètre variable Réacteur ascendant + lit fluidisé de phase dense Température de première zone de réaction/ºC 530 530 530 (température de réaction, ºC) 530 580 Temps dans première zone de réaction, s 1,2 (WHSV d’environ 95 h -1 ) 1,2 (WHSV d’environ 95 h -1 ) 1,2 (WHSV d’environ 95 h -1 ) 1,2 (WHSV d’environ 95 h -1 ) Température de seconde zone de réaction/ºC 520 520 3,5 (temps de réaction, s) 520 580 (lit fluidisé de phase dense) Vitesse spatiale dans seconde zone de réaction/h -1 30 30 30 4 (lit fluidisé de phase dense) Rapport catalyseur-huile 6 6 6 6 10 Distribution de produits/% en poids Gaz sec 2,12 1,82 2,35 1,83 11,97 Gaz liquéfié 32,10 33,40 32,80 30,79 42,91 Gazole 32,51 33,51 31,85 31,83 28,33 Huile de cycle léger / / / / 10,94 Huile distillée de craquage catalytique 29,32 27,73 28,32 31,29 / Coke 3,95 3,54 4,68 4,26 5,85 Total 100,00 100,00 100,00 100,00 100,00 Conversion* 70,68 72,27 71,68 68,71 89,06 Rendement en propylène/% en poids 14,42 15,00 13,45 10,89 19,07 Rapport massique propylène/propane 8,10 8,20 8,00 8,00 6,2 Rapport massique isobutène/isobutane 1,85 1,85 1,80 1,80 0,1 Rendement en liquide total/% en poids 93,93 94,64 92,97 94,01 82,18 *Conversion = rendement en gaz sec + rendement en gaz liquéfié + rendement en gazole + rendement en coke. Comme on peut le voir d'après les résultats du Tableau 3, par comparaison à l'Exemple Comparatif 1, l'Exemple 1-a et l'Exemple 1-c peuvent fournir non seulement des rendements en propylène aussi élevés que 14,42 % en poids et 13,45 % en poids, respectivement, mais également des rendements en huile distillée de craquage catalytique aussi élevés que 29,32 % en poids et 28,32 % en poids, respectivement, les rendements en gaz sec et en coke étant nettement réduits, et le rendement total en liquide étant significativement augmenté, en utilisant une huile de départ qui est davantage inférieure; alors que l'Exemple 1-b peut fournir un rendement en propylène aussi élevé que 15,00 % en poids et un rendement en huile distillée de craquage catalytique de 27,73 % en poids, les rendements en gaz sec et en coke étant nettement réduits et le rendement total en liquide étant considérablement augmenté, en utilisant la même huile de départ. [Tableau 4] Propriétés de l’huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre et du produit de mazout obtenus dans l’Exemple 1-a Composant de mazout 1 Composant de mazout 2 Produit de mazout RMG 380 Norme pour mazout RMG 380 Nom de composant Huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre Résidu sous vide VR-2 Rapport de mélange/% (p) 40 60 Viscosité (50ºC) /(mm 2 /s) 9,8 2978,6 214,2 ≯380 Densité (15ºC) /(kg/m 3 ) 927,5 1012,7 980,4 ≯991,0 Densité (20ºC) /(kg/m 3 ) 926,2 1008,2 977,1 ≯987,6 Indice d’aromaticité du carbone calculé (CCAI) 844,9 855,4 847,5 ≯870 Teneur en soufre/% (p) 0,05 0,77 0,50 ≯0,5 Valeur d’acidité totale/(mgKOH/g) 0,07 0,77 0,50 ≯2,5 Résidu de carbone/% (p) 0,00 17,2 10,66 ≯18,0 [Tableau 5] Propriétés de l’huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre et du produit de mazout obtenus dans l’Exemple 2 Composant de mazout 1 Composant de mazout 2 Produit de mazout RMG 180 Norme pour mazout RMG 180 Nom de composant Huile distillée hydrogénée Résidu sous vide VR-3 Rapport de mélange/% (p) 38 62 Viscosité (50ºC)/(mm 2 /s) 9,6 2000,7 135 ≯180 Densité (15ºC)/(kg/m 3 ) 926,4 1003,8 974,0 ≯991,0 Densité (20ºC)/(kg/m 3 ) 925,3 1000,3 971,8 ≯987,6 Indice d’aromaticité du carbone calculé (CCAI) 843,3 849,6 846,6 ≯870 Teneur en soufre/% (p) 0,04 0,71 0,46 ≯0,5 Valeur d’acidité totale/(mgKOH/g) 0,06 0,72 0,47 ≯2,5 Résidu de carbone/% (p) 0,00 15,6 9,67 ≯18,0 Des modes préférés de réalisation de la présente demande ont été décrits de manière détaillée ci-dessus, mais la présente demande ne se limite pas aux détails de ces modes de réalisation. Diverses modifications peuvent être apportées sans s’écarter de l’esprit de la présente demande, et ces modifications se trouvent également dans la portée de la présente demande. Il convient de noter que les diverses caractéristiques techniques décrites dans les modes de réalisation ci-dessus peuvent être combinées de tout manière appropriée sans contradiction. Par soucis de brièveté, diverses combinaisons possibles ne sont pas décrites séparément dans la présente demande, mais ces combinaisons se trouvent également dans la portée de la présente demande. De plus, divers modes de réalisation de la présente demande peuvent être combinés de toute manière pour autant qu’ils ne s’écartent pas de l’esprit de la présente demande, et ces combinaisons doivent être considérées comme faisant partie de la divulgation de la présente demande. Processus de production de propylène et d’un composant de mazout à faible teneur en soufre, comprenant les étapes consistant à : i) mettre en contact une huile de départ contenant des hydrocarbures avec un catalyseur de conversion catalytique pour une réaction dans un réacteur de conversion catalytique en l’absence d’hydrogène pour obtenir un produit de réaction comprenant du propylène ; ii) séparer le produit de réaction provenant de l’étape i) pour obtenir une huile distillée de craquage catalytique, dans lequel l’huile distillée de craquage catalytique a un point d’ébullition initial de pas moins d’environ 200ºC, un point d’ébullition final de pas plus d’environ 550ºC, et une teneur en hydrogène de pas plus d’environ 12,0 % en poids ; et iii) soumettre l’huile distillée de craquage catalytique à une hydrodésulfurisation pour obtenir une huile distillée hydrogénée à faible teneur en soufre adaptée à une utilisation comme composant de mazout, dans lequel le catalyseur de conversion catalytique comprend environ 1 à 50 % en poids de zéolite, environ 5 à 99 % en poids d’oxyde inorganique, et environ 0 à 70 % en poids d’argile, sur la base du poids total du catalyseur, les conditions de réaction de l’étape i) incluent : une température de réaction d’environ 460 à 750ºC, une vitesse spatiale horaire en poids d’environ 10 à 100 h -1 ou un temps de réaction d’environ 1 à 10 secondes, et un rapport en poids catalyseur-huile d’environ 4 à 20, de préférence, le produit de réaction obtenu à l’étape i) comprend environ 8 à 25 % en poids de propylène et environ 15 à 50 % en poids de l’huile distillée de craquage catalytique, par rapport au poids de l’huile de départ contenant des hydrocarbures. Processus selon la revendication 1, dans lequel dans ledit catalyseur de conversion catalytique, ladite zéolite comprend environ 51 à 100 % en poids de zéolite mésoporeuse et environ 0 à 49% en poids de zéolite macroporeuse, sur la base du poids total de la zéolite, ladite zéolite mésoporeuse ayant un rapport silice-alumine supérieur à environ 10, de préférence supérieur à environ 50, de manière la plus préférée supérieur à environ 100 ; de préférence, la zéolite mésoporeuse est choisie parmi le groupe constitué de zéolites de type ZSM et zéolites ZRP ; et la zéolite macroporeuse est une zéolite de type Y. Processus selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’étape i) est effectuée dans des conditions incluant une température de réaction de environ 480 à 600°C, de préférence de de environ 500 à 560 °C, une vitesse spatiale horaire en poids de environ 10 à 70h -1 , de préférence de environ 15 à 50h -1, , plus préférablement de environ 18 à 40 h -1, , ou un temps de réaction de environ 2,5 à 8 secondes, de préférence de environ 3 à 8 secondes, et un rapport massique catalyseur à huile de environ 5 à 10, de préférence de environ 5 à 9, de sorte que le produit de réaction résultant à un rapport massique propylène/propane qui n'est pas inférieur à environ 4, de préférence pas inférieur à environ 6, de manière la plus préférée pas inférieur à environ 8 ; et/ou un rapport massique isobutène/isobutane qui n'est pas inférieur à environ 1, de préférence pas inférieur à environ 1,5, de manière la plus préférée pas inférieure à environ 1,8 et/ou le rendement de l’huile distillée de craquage catalytique dans le produit de réaction résultant n'est pas inférieur à environ 15 %, de préférence pas inférieur à environ 20 %, de manière plus préférée pas inférieur à environ 25 %, et pas supérieur à environ 50 %, par rapport au poids de ladite huile de départ contenant des hydrocarbures. Processus selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’huile de départ contenant des hydrocarbures est choisie parmi le groupe constitué d'hydrocarbures de pétrole, autres huiles minérales ou mélanges de ceux-ci, l’hydrocarbure de pétrole étant choisi parmi le groupe constitué de gasoils sous vide, gasoils atmosphériques, gasoils d’unité de cokéfaction, huiles désasphaltées, résidus sous vide, résidus atmosphériques, huiles lourdes hydrogénées ou de quelconques mélanges de ceux-ci, et ladite autre huile minérale étant choisie parmi le groupe constitué d'huiles liquéfiées de charbon, huiles de sable bitumeux, huiles de schiste ou de quelconques mélanges de celles-ci. Processus selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel le réacteur de conversion catalytique est un réacteur à lit fluidisé, incluant un réacteur à lit fluidisé unique ou un réacteur composite comprenant une pluralité de réacteurs à lit fluidisé reliés en série ou en parallèle, de préférence un réacteur ascendant de diamètre égal ou divers types de réacteurs à lit fluidisé de diamètre variable. Processus selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel les conditions de réaction de l’étape i) incluent : une température de réaction d’environ 480 à 700ºC, une vitesse spatiale horaire en poids d’environ 30 à 100 h -1 ou un temps de réaction d’environ 2 à 8 secondes, et un rapport en poids catalyseur-huile d’environ 5 à 12. Processus selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel ladite huile distillée de craquage catalytique a un point d’ébullition initial de pas moins d’environ 250ºC, un point d’ébullition final de pas plus d’environ 520ºC, de manière plus préférée de pas plus d’environ 500°C, et une teneur en hydrogène de pas plus d’environ 11,5 % en poids. Processus selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel un catalyseur comprenant un métal du Groupe VIB et/ou un métal du Groupe VIII supporté sur un support d’alumine et/ou de silice-alumine amorphe est utilisé dans l’étape d’hydrodésulfurisation iii). Processus selon la revendication 8, dans lequel le catalyseur utilisé dans l'étape d’hydrodésulfurisation iii) comprend environ 0 à 10 % en poids d’un additif, environ 1 à 40 % en poids d’au moins un métal du Groupe VIII (calculé en tant qu’oxyde métallique), et environ 1 à 50 % en poids d’au moins un métal du Groupe VIB (calculé en tant qu’oxyde métallique), le reste étant un support choisi parmi de l’alumine et silice-alumine amorphe, l'additif comprenant un élément choisi parmi le groupe constitué de fluor, phosphore, titane, platine ou d’une combinaison de ceux-ci. Processus selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel les conditions de l'étape d’hydrodésulfurisation iii) incluent : une pression de réaction d’environ 2,0 à 24,0 MPa, une température de réaction d’environ 200 à 500°C, un rapport volumique hydrogène-huile d'environ 50 à 5 000 Nm 3 /m 3 , et une vitesse spatiale horaire en liquide d'environ 0,1 à 30,0 h -1 , de préférence, les conditions de l'étape d’hydrodésulfurisation iii) incluent : une pression de réaction d’environ 3,0 à 15,0 MPa ; une température de réaction d’environ 300 à 400°C ; un rapport volumique hydrogène-huile d'environ 50 à 2 000 Nm 3 /m 3 ; et une vitesse spatiale horaire en liquide d'environ 0,2 à 10,0 h -1 . Processus selon l’une quelconque des revendications précédentes, dans lequel l’huile distillée hydrogénée obtenue à l’étape iii) a une teneur en soufre de pas plus d'environ 0,1 %, de préférence de pas plus d'environ 0,05 %.