L'invention concerne un procédé et un appareil de conversion catalytique d'hydrocarbures, en particulier un procédé et un appa- reil d'hydroconversion catalytique. On connaît un procédé d'hydrotraitement de charges lourdes d'hydrocarbures en phase liquide utilisant un catalyseur disper- sé, et en particulier un procédé dans lequel le lit de cataly- seur se trouve sous une forme dispersée ou expansée, la disper- sion ou d'expansion étant provoquées par la circulation de bas en haut, de la charge liquide d'hydrocarbure et/ou de l'hydro- gène ou du gaz contenant l'hydrogène. Un exemple d'un tel procé- dé est le procédé Hoil. Ce type de procédé ne permet pas une bon- ne utilisation du catalyseur; en effet, le catalyseur soutiré du réacteur est un mélange de catalyseur très fortement désacti- vé, de catalyseur moyennement désactivé et de catalyseur presque neuf, et le triage des particules de catalyseur, en fonction de leur degré de désactivation, est une opération difficile à réa- liser. Selon un perfectionnement à cette technique (catalyseur sous forme dispersée ou expansée), on utilise une série de lits superposés de ce même type. Le catalyseur frais est introduit à l'étage supérieur du réacteur, préférablelment après une sulfu- ration préalable, tandis que les étages situés au dessous con- tiennent un catalyseur d'autant plus désactivé qu'ils se trouve à un étage plus bas. Périodiquement, on laisse le catalyseur d'un étage n descendre à l'étage n + 1 immédiatement inférieur, tan- dis que le catalyseur moins usé de l'étage supérieur n - 1 passe à l'étage n, et ceci pour l'ensemble des étages. Le catalyseur du dernier étage, en bas du réacteur, est déchargé tandis que du catalyseur frais, de préférence préalablement sulfuré, est intro- duit au premier étage n0 1 en haut du réacteur. Cela permet d'améliorer le taux d'utilisation d'un cataly- seur avant décharge du réacteur. En outre, le fractionnement du réacteur en une série de lits catalytiques, améliore l'efficaci- té du réacteur. Le problème principal rencontré dans ce type de réacteur, concerne le transfert du catalyseur d'un étage à l'é- tage suivant situé en dessous. On a d'abord proposé de laisser descendre le catalyseur progressivement à travers tous les éta- ges, mais ceci présente l'inconvénient majeur de mélanger à cha- que étage du catalyseur relativement plus actif de l'étage n avec du catalyseur relativement moins actif de l'étage n + 1, d'o une utilisation relativement iaxaise du catalyseur. On a aussi proposé de transférer le catalyseur périodique- 2 2460990 ment par charges séparées ou "batches", ce qui remédie partielle- ment à l'inconvénient précédent. Mais quelle que soit lz-métho- de adoptée, cette méthode nécessite l'emploi de vannes, avec ou sans injection d'hydrogène dans la canalisation de transfert, au dessus de la ou des vannes. Or, l'utilisation de vannes comme décrit par exemple dans le brevet US 3,708,420, s'accompagne d'un risque d'usure rapide et de détérioration de l'étanchéité de la vanne du fait de la présence possible de particules abra- sives de catalyseur sur le siège des vannes. La construction du réacteur avec mise en place de la ou des vannes à l'intérieur du réacteur pose des problèmes difficiles pour leur commande, leur entretien ou leur échange en cours de marche, du fait des conditions de température et de pression et de la nature corro- sive du milieu de la réaction. La construction du réacteur avec mise en place de la ou des vannes à l'extérieur du réacteur comme indiqué dans le brevet US 3,708,420, oblige à percer ré- gulièrement la paroi du réacteur pour permettre l'introduction des vannes et un tel perçage n'est généralement pas souhaité dans le cas de réacteurs fonctionnant à la fois à haute tempé- rature et sous pression. En outre, en cas de transfert de cata- lyseur par une canalisation extérieure au réacteur, la charge. ne rencontre plus le catalyseur en quantité suffisante dans la zone principale de réaction, ce qui fausse la marche de l'ins- tallation. De plus, la mise en court-circuit d'une tranche de réacteur par une canalisation latérale perturbe la répartition des pressions et provoque des siphonnages ou même l'arrêt de la fluidisation du catalyseur dans cette tranche et de toute maniè- re entraîne une perturbation importante du fonctionnement du réacteur. Enfin, des canalisations latérales comportent des cou- des qui nuisent au bon écoulement du catalyseur. Le présent procédé remédie à ces inconvénients en propo- sant une technique dans laquelle le transfert de catalyseur est considérablement amélioré. Dans cette technique, la mise en com- munication et l'obturation du passage entre deux étages contigus sont réalisées en utilisant l'énergie cinétique d'une fraction du gaz et/ou du liquide. Cette réalisation fournit un fonction- nement simple exempt de déplacement mécanique. D'autre part, la réalisation du réacteur, dans lequel les mouvements du cataly- seur sont limités par des séparations, permet de disposer d'un système équivalent à une cascade de réacteur soit du type à lit bouillonnant, soit du type à lit semi fixe, mais avec un seul dispositif d'introduction de catalyseur et de soutirage de celui- ci, et une seule zone de désengagement du liquide, du gaz et du catalyseur, si une telle zone est nécessaire. On préfère généralement l'utilisation des lits bouillon- nants à celle des lits semi-fixes. Par lit semi-fixe, on entend un lit de catalyseur soumis à un débit de gaz et de liquide as- cendants insuffisants pour provoquer la fluidisation du lit; 1o mais ces débits sont toutefois suffisants pour provoquer des dé- placements de catalyseur à l'intérieur du lit. Pour fixer les idées, les débits liquide et gaz sont alors compris entre 50 et % des débits nécessaires pour obtenir la fluidisation du lit conventionnellement désignée habituellement "lit bouillonnant" dans la littérature. Le catalyseur est généralement sous la for- me d'extrudés, de grains ou de particules. Le présent procédé, selon l'invention, consiste à faire passer la charge liquide d'hydrocarbures et un courant princi- pal d'hydrogène de bas en haut à travers au moins une zone de réaction comprenant une pluralité d'étages, chaque étage conte- nant un lit de catalyseur qui peut être soit un lit semi-fixe; soit un lit dont au moins une partie est à l'état dispersé dans la charge liquide (lit bouillonnant), au moins un étage intermé- diaire étant en communication respectivement avec l'étage immé- diatement inférieur et avec l'étage immédiatement supérieur d'une part par une pluralité d'ouvertures de faible section et d'autre part, par au moins une ouverture de section relativement large, le catalyseur passant d'un étage à l'autre par la dite ouverture de section relativement large, à injecter au moins un fluide choi- si parmi l'hydrogène, un gaz renfermant de l'hydrogène et un li- quide hydrocarboné de bas en haut au dessous des dites ouvertures de section relativement large à un débit et à une vitesse suffi- sants pour freiner ou empêcher le passage du catalyseur d'un éta- ge vers l'étage immédiatement inférieur à-travers les dites ouver- tures, de section relativement large, et à interrompre ou réduire périodiquement l'injection en dessous de l'une au moins des dites ouvertures de section relativement large,pour permettre le passa- ge du catalyseur de haut en bas à travers cette ouverture de sec- tion relativement large. De préférence, tous les étages fonction- nent comme indiqué ci-dessus, avec toutefois une légère modifi- 4 2460990 cation en ce qui concerne l'étage du haut et l'étage du bas.L'é- tage du bas est en communication avec une canalisation de souti- rage du catalyseur usé, celle-ci pouvant être commandée par un diffuseur d'hydrogène ou d'hydrocarbure, comme dans les autres étages, par une vanne ou par tout autre dispositif connu. Le pro- duit de la réaction et le gaz hydrogénant sont soutirés par le haut du réacteur. Dans l'étage du haut,on introduit périodique- ment du catalyseur actif (frais ou régénéré) de préférence préa- lablement sulfuré. Par ouverture relativement large, on entend une ouverture permettant un'écoulement aisé du catalyseur d'un étage à l'autre, lorsque l'injection de gaz contenant de l'hydrogène et/ou l'in- jection de liquide hydrocarboné est interrompue au dessous de l'ouverture concernée. Les experts peuvent aisément déterminer à partir de l'enseignement ci-dessus, et connaissant la dimen- sion des particules de catalyseurs, les dimensions pratiques à utiliser. Habituellement,l'ouverture présente une section trans- versale d'au moins 2 cm2, mais on préfère des valeurs d'au moins cm2. Le maximum de la section dépend de la section du réacteur. Il est préférable de ne pas dépasser 50% de la surface transver- sale du réacteur. Le reste de la zone séparative entre les étages est muni d'ouvertures de faible section comme indiqué ci-dessus. De pré- férence, ces ouvertures sont des perforations qui laissent le passage au liquide et à l'hydrogène circulant de bas en haut mais ne laissent pas passer le catalyseur qui circule en sens contrai- re. Les perforations seront donc de taille relativement petite, habituellement inférieures à 1 cm2 de section transversale. Ces perforations peuvent avoir de multiples formes, telles que per- forations de section circulaire, rectangulaire ou carrée, fentes allongées, grilles, etc. La forme préférée consiste en des gril- les réalisées à partir de barres profilées métalliques séparées par un espace compris par exemple entre 0,1 et 10 millimètres. La section des barres profilées peut être avantageusement trian- gulaire ou parabolique. Lors de leur mise en place,les sépara- tions ainsi réalisées sont alors disposées dans le réacteur de manière à ce que la pa.rtie pointue soit tournée vers le bas. La réalisation des séparations à partir de barres profi- lées assure un bon compromis entre le taux d'ouverture (% de sur- face ouverte par rapport à la surface totale), la rigidité et la faible résistance à l'écoulement des gaz et des liquides. La forme de la ou des ouvertures relativement larges soit est circulaire, carrée ou rectangulaire, soit possède toute au- tre forme compatible avec la nature de la zone de séparation.La périphérie de l'ouverture est avantageusement munie d'un rebord du côté supérieur d'une hauteur supérieure à 5 mm et préféren- tiellement supérieure à 20 mm. Les zones séparatives entre les étages sont horizontales ou inclinées par rapport au plan horizontal. Dans le cas o les 1o vitesses de passage du liquide et des gaz sont insuffisantes pour obtenir ce qu'il est convenu d'appeler un "lit bouillonnant!' mais suffisantes pour obtenir un lit semi-fixe, il est avanta- geux que les zones séparatives soient inclinées sur le plan ho- rizontal d'un angle égal ou voisin de l'angle de talus du cata- lyseur utilisé. Quand on injecte un liquide hydrocarboné au dessous d'une ouverture relativement large, ce liquide peut être la charge elle même mais on peut utiliser aussi une fraction du produit de la réaction ou une fraction d'hydrocarbures prélevée à un niveau quelconque du réacteur, en évitant cependant d'injecter une fraction très impure en un point du réacteur o la charge a dé- jà subi une importante purification. L'injection d'hydrogène, ou de gaz contenant de l'hydro- gène et/ou d'une fraction d'hydrocarbure prélevée par exemple dans la charge, ou dans le produit ou à un niveau-quelconque du réacteur, est réalisée au dessous de chaque ouverture relative- ment large, habituellement à partir d'une boite de distribution (zone de distribution) réalisée de manière à fournir un ensem- ble de jets de fluide à grande vitesse qui empêche l'écoulement normal du catalyseur par la dite ouverture. A titre d'exemple de réalisation, le distributeur peut utiliser un gaz contenant de l'hydrogène. Le distributeur ou boite de distribution peut être réali- sé par un ensemble de tubes de diamètre convenable raccordés à leur extrémité inférieure à une boite de distribution de gaz hydrogène. La pression de gaz d'hydrogène dans la boite est a- vantageusement supérieur de 5 à 400% à la pression de fonction- nement du réacteur. Le diamètre des tubes produisant le jet de gaz hydrogène est compris de préférence entre 0,25mm et 1 cm. 6 2460990 Il est plus avantageux d'injecter le gaz ou le liquide à plus -* grand débit à partir de la périphérie du distributeur plutôt qu'à partir du centre de celui-ci. D'une manière préférée, dans le cas d'une réalisation à partir de tubes, le diamètre des tu- bes disposés à la périphérie de la boite sur la première rangée et éventuellement sur les deuxième et troisième rangées est su- périeur de 2 à 20% au diamètre des tubes des autres rangées. Les tubes peuvent être disposés parallèlement entre eux ou légère- ment divergents vers l'extérieur suivant la plus ou moins gran- 1O de propension de la charge traitée à faire coaguler les trains de bulles. La' forme géométrique de la boîte est d'une manière préférée la même que celle de l'ouverture relativement large qu'elle commande. Sa surface est habituellement au moins égale à 0,75 fois la surface de la dite ouverture; elle est de pré- férence égale à une valeur comprise entre 1 et 10 fois celle de l'ouverture. La distance verticale entre le niveau inférieur de la surface de séparation (compte non tenu du rebord) et le ni- veau supérieur des tubes ou de la boite est habituellement com- prise entre 0,15 et 40 cm. Le catalyseur dispersé peut occuper la totalité du volume disponible à chaque étage (taux d'expansion de 100%) ou seule- ment une partie de ce volume. On préfère les taux d'expansion de 10 à 70%. On sait que ce taux d'expansion dépend largement du débit de liquide. Une partie du catalyseur peut demeurer non dispersée sous forme de couche relativement dense déposée sur les plateaux à chaque étage et former alors une fraction de lit semi- fixe. Le nombre d'ouvertures de section relativement large à cha- que étage est d'au moins un; il peut être plus élevé, par exem- ple de 2 à 10 ouvertures. La surface totale de ces ouvertures, à un étage donné, ne dépasse de préférence pas 50% de la surface transversale du réacteur. Les particules de catalyseur ont habituellement un diamètre moyen de 0,12 à 10 mm, ces valeurs n'étant pas limitatives. Les charges d'hydrocarbures traitées selon l'invention sont des hydrocarbures ou mélanges d'hydrocarbures contenant des élé- ments polluants qui peuvent être de nature très diverse. Dans une application particulièrement intéressante, on peut traiter des charges relativement lourdes comme par exemple des bruts ou des résidus de distillation contenant des impuretés telles que des composés du soufre et/ou de l'azote, des asphaltes, des com- posés organométalliques ou métalliques. Les réactions mise en oeuvre sont celles portant sur des charges lourdes de ce type, notamment la désulfuration, la dénitrification, l'hydrocraquage, l'hydrogénation et la démétallisation. Un autre type de réaction est la synthèse d'hydrocarbures par réaction de gaz tels que CO et H2 dans une phase liquide hy- drocarbonée circulante. Un autre type est "l'hydrogénation" ou le traitement à l' hydrogène de charbon de schistes bitumineux dissous ou dispersés dans un solvant hydrocarboné circulant. Un autre type est le traàtement à l'hydrogène d'huiles usa- gées pour en éliminer les additifs et les particules organomé- talliques et améliorer par l'hydrogénation la qualité lubrifiante et la stabilité à l'oxydation et à la température. Les conditions de la réaction sont habituellement une tem- pérature de 270 à 4550C, une pression de 20 a 300 atm et une vi- tesse horaire de circulation de la charge liquide, de 0,1 à 15 volume par volume de catalyseur. Les catalyseurs sont ceux de type connu, déjà utilisés pour des réactions analogues, par exemple des composés de métaux des groupes VI et/ou VIII, utilisés tels quels ou disposés sur des supports comme par exemple l'alumine,la silice -alumine, la silice, la magnésie, la bauxite, les boues-rouges, l'argile, le kieselgur, etc... Comme exemples de composés de métaux, on citera les oxy- des et de préférence les sulfures de molybdène, de tungstène, de nickel, de cobalt et/ou de fer. Ces catalyseurs sont de type con- ventionnel et peuvent être préparés de manière connue. Enfin bien que l'appareil décrit ait été conçu plus spécia- lement pour réaliser des réactions d'hydrotraitement catalytique, il peut également être utilisé dans tous les procédés catalyti- ques ou non o l'on désire réaliser la mise en contact à contre courant d'un solide divisé en particules de tailles comparables à celles des catalyseurs et un fluide liquide. L'invention est illustrée par les figures jointes données à titre d'exemple de réalisation. On introduit la charge liquide d'hydrocarbure et du gaz contenant de l'hydrogène dans la condui- te 1 (figure 1). Le mélange monte dans le réacteur 2 et traverse la grille 3 puis la grille 4 et la grille 5. Il ressort par la conduite 6. Un cyclone non représenté permet d'évacuer la phase 8 2460990 liquide débarassée de catalyseur si la zone de désengagement n'est pas suffisante pour réaliser une séparation parfaite du catalyseur et du liquide et du gaz. L'installation comprend ain- si 4 étages 7, 8, 9 et 10. Du catalyseur frais est introduit par la conduite Il et de l'hydrogène par les conduites 12, 13, 14 et alimentant les distributions 16, 17, 18 et 19. Les grilles 3, 4 et 5 présentent des ouvertures dites relativement larges 20, 21, 22 et 23 centrées au dessus des distributeurs et munies de rebords tels que 26. Du catalyseur de plus en plus usé se trouve la dans les étages 9, 8, 7 respectivement. La vitesse de circulation du liquide et'du gaz et le diamètre du réacteur sont choisis de manière à maintenir le catalyseur à l'état dispersé ou expansé dans les étages 9 et 10 et au moins partiellement à l'état semi- fixe dans les étages 7 et 8. Cette différence dans l'état hydrodynamique entre les 4 étages tient au fait que dans les étages inférieurs 7 et 8,le catalyseur dont la composition est donnée dans les exemples qui suivent s'est chargé de métaux, principalement le nickel, et le vanadium, et de coke et de ce fait, sa densité est plus élevée que celle du catalyseur neuf de l'étage supérieur (no 10) et du catalyseur peu pollué de l'étage immédiatement inférieur (n09). D'autre part,l'injection d'hydrogène par les injecteurs comme 16, 17, 18 augmente la vitesse du gaz dans la partie supérieure du réacteur et facilite la transition à l'état lit "bouillonnant" dans les étages supérieurs. Le catalyseur ne passe pas d'un étage à l'autre en raison de l'énergie cinétique des jets de gaz hydrogène fournis par les distributeurs 16, 17, 18 et 19 qui traversent chacune des ouver- tures 20, 21, 22 et 23. Après un certain temps d'utilisation, sans arrêter le cou- rant d'hydrocarbures et d'hydrogène introduit par la ligne 1, on ouvre la vanne 25 sur la ligne 24 de soutirage du catalyseur Quand celui-ci a quitté en partie ou de préférence en totalité l'étage 7, on arrête l'injection d'hydrogène de la ligne 12: le catalyseur passe ainsi de l'étage 8 à l'étage 7 à travers l'ou- verture 20. On injecte à nouveau de l'hydrogène par la ligne 12, et on arrête l'hydrogène des lignes 13 et 14 pour laisser descen- dre le catalyseur de l'étage 9 à l'étage 8. Et ainsi de suite pour les étages supérieurs 9 et 10. 9 92460990 On peut d'ailleurs aussi arrêter l'injection d'hydrogène simultanément dans les lignes 12, 13, 14 et 15: le catalyseur descend d'un étage à l'autre, mais il se produit un mélange re- latif de catalyseur à chaque étage et ceci de préférence, doit être évité. La description de l'appareillage serait exactement la mê- me si on utilise pour empêcher l'écoulement du catalyseur par les ouvertures 20, 21, 22 et 23, un hydrocarbure dans les tubu- lures 12, 13, 14 et 15 à la place de l'hydrogène ou d'un gaz 1o contenant de l'hydrogène. Les figures 2 à 4 représentent en détail des portions de l'appareil. En particulier la figure 3 représente une boite de distribution vue du dessous; la même boite vue de côté est re- présentée sur la figure 4. Ces figures n0 2, no 3 et n0 4 représentent l'implantation de tubes tels que 27 et 28 dans une boite de distribution de for- me rectangulaire 16 correspondant à une ouverture rectangulaire (sur la figure 2), dans une grille 3 (sur la figure 2) réali- sée à partir de barres profilées métalliques de section trian- gulaire; 26 (sur la figure 2) représente le rebord de l'ouver- ture. 28 (sur les figures 3 et 4) représente l'un des tubes si- tués sur la périphérie extérieure de la boîte; ces tubes sont d'un diamètre légèrement supérieur à celui des autres tubes tels que 27 (sur la figure 3) situés plus à l'intérieur. La tubulure 29 des figures 2, 3 et 4 réalise l'alimentation de la boite de distribution soit à partir d'une canalisation 30 à haute pression interne au réacteur 2 (voir figure 2), soit a travers un passa- * ge ménagé à travers la paroi du réacteur. Dans d'autres cas, la boite de distribution peut être réa- lisée simplement à partir d'une boîte munie d'une face perforée ou bien munie d'une surface frittée ou de tout autre moyen per- mettant d'obtenir des jets de fluide à grande vitesse. Le présent procédé peut également être mis en oeuvre dans plusieurs réacteurs à catalyseur dispersé ou/et en lit semi-fixe du type décrit, ces réacteurs pouvant être associés en série ou en parallèle. On peut également disposer un ou plusieurs réac- teurs en lit fixe à la suite d'un ou plusieurs réacteurs à cata- lyseur dispersé ou-en lit semi-fixe du type décrit, ces réacteurs en lit fixe pouvant servir à achever la réaction ou a réaliser une réaction différente, par exemple hydrogènation saturante, hydrodésulfuration, hydrodénitrification, hydrocraquage, cra- quage catalytique, hydroraffinage ou hydrofinissage. ExemDle - A titre d'exemple pour mettre en évidence les performances obtenues dans le réacteur de l'invention, on a traité un résidu de distillation atmosphérique de type Iran Lourd, dont les pro- priétés sont indiquées dans le tableau I, dans trois tests diffé- rents mettant tous les trois en oeuvre la même quantité de cata- lyseur et le même débit d'hydrocarbure frais. Le catalyseur utilisé dans les trois séries d'essais est du type cobalt-molybdène alimine.Il est présulfuré avant son in- troduction dans les réacteurs utilisés dans les 3 tests. Son vo- lume poreux total est de 0,50 cm3/g, il contient en poids, 3% d'oxyde de cobalt et 14% d'oxyde de molybdène. Il est sous for- me d'extrudés de 1,4mm de diamètre et de longueur moyenne 8 mm. Le premier test que nous appelons "Cas A" réalise une mise en oeuvre du catalyseur dans un lit bouillonnant à un seul étage, non conforme à l'invention. Le second test que nous appelons "Cas B", réalise une mise en oeuvre du catalyseur dans un réacteur selon l'invention qui comporte 4 étages ayant'sensiblement les mêmes volumes. Des pré- lèvements d'hydrocarbures au niveau de chaque lit, permettent de suivre l'avancement de la réaction et de calculer l'accumulation de vanadium sur le catalyseur. Les résultats sont indiqués dans le tableau II. Les étages sont numérotés 1, 2, 3 et 4 en suivant le sens de progression des hydrocarbures (bas en haut). Le cata- lyseur circule de haut en bas. Le réacteur utilisé dans chacun des 2 tests, ("Cas A" et "Cas B") a un rapport H/D = 13 (hauteur sur diamètre). La pres- sion totale est de 90 bars à la sortie du réacteur. Dans le "Cas A" on opère avec un débit de gaz hydrogène de 1480 litres de gaz TPN par litre de charge à 150C. La totalité du gaz est injecté en bas du réacteur, en mélange avec la charge. Dans le "Cas B", on injecte d'une part, en bas du réacteur,1000 litres de gaz hydrogène par litre de charge, et d'autre part, entre chaque é- tage, 120 litres d'hydrogène par litre de charge par les diffu- seurs ou boîtes de distribution. Il résulte des conditions hydro- dynamiques définies ci-dessus que le lit est semi-fixe dans les étages inférieurs 1 et 2 et bouillonnant dans les étages supé- il 2460990 rieurs 3 et 4. Dans les deux tests ("Cas A" et "Cas B"), la tem- pérature moyenne utilisée est 3900C. Dans le troisième test, la même quantité de catalyseur que dans les deux autres tests est mise en oeuvre en lit fixe, dans un réacteur classique fonctionnant en down flow Cheminement des- cendant de la charge) et correspondant à un E/D = 4. Les débits de gaz,de liquide et les pressions sont les mêmes que ceux uti- lisés pour les deux premiers tests. La température moyenne du réacteur est de 3700C, ce qui correspond pour le catalyseur et la charge 3 une température normale de début de cycle. Les carac- téristiques des produits obtenus sont indiqués dans le tableau III.L'examen des caractéristiques des catalyseurs déchargés et des produits obtenus montre que le réacteur étagé selon l'inven- tion ("Cas B") est beaucoup plus efficace qu'un réacteur à un seul étage comme celui du "Cas A". Il permet une meilleure utili- sation du catalyseur qui sort du réacteur avec une teneur en mé- taux supérieure pour un même taux d'addition de catalyseur neuf. Par ailleurs, la comparaison des tableaux II ("Cas B") et III montre que l'on obtient dans le réacteur réalisé suivant l'in- vention, à une température moyenne de 3900C, une élimination du soufre,de l'azote et des métaux et une réduction du carbone Con- radson comparables à celles obtenues dans un réacteur classique, à lit fixe, à 3700C, en début de cycle, les autres conditions étant sensiblement identiques. Mais, dans le cas du catalyseur en lit fixe, les métaux (Ni etV)déposés sur le catalyseur vont dé- sactiver progressivement ce catalyseur, et il est nécessaire de monter progressivement la température moyenne du réacteur. Au bout de 1200 heures environ, le catalyseur contient environ 20% de (Ni + V) et il est nécessaire d'arrêter le fonctionnement de l'installation,de décharger le catalyseur uséet de le remplacer par une charge neuve de catalyseur. Le réacteur, conçu suivant l'in- vention, à l'avantage de rester en fonctionnement, du fait des possibilités d'introduction de catalyseur neuf et de soutirage de catalyseur usé. TABLEAU I Caractéristiques du résidu de distillation atmosphérique de type wIRAN LOURD". Coupe Densité Soufre Azote (d) (S) (N) Carbone Conradson Asphaltènes Nickel Vanadium 3500C+ 0,970 2,6 ,7 4,15 - g/cm3 % poids ppm (parties par million) % poids % poids ppm ppm TABLEAU II CAS A CAS B PRODUITS OBTENUS 1 seul Etage ler Etage 2 Etage 3 Etage 4 Etage Propriété de la Coupe OC+ Densité Soufre g/cm3 % poids Azote ppm Carbone % poids Conradson Vanadium ppm % vanadium sur le catalyseur rapporté au catalyseur neuf Température C Température moyenne C Performances globales 0,95 0,93 7,0 16,6 Hydrodésulfuration % %oids64,2 Hydrodénitrification %koids15 Elimination du Vanadium A % poids i Rapport catalyseur ajouté masse de charge fraiche Rapport débit pondérail horaire de charge frai- che/Poids de catalyseur J 0,6 kg/t 0,83* 1,83 22,2 0,75 11,5 0,54 4,1* 0, 920 0,47 ,8 1,2* 390C 81,9 0,6 kg/t 0,83 h-1 % calculé d'après les analyses d'hydrocarbures t- w ré% os o %o No 0r Q> w w , _ TABLEAU Troisième test Réacteur à lit fixe Propriétés de la coupe 1800C+ produite Densité Soufre Azote Carbone Conradson Vanadium Hydrodésulfuration Hydrodénitrification Elimination du vanadium en début de cycle 0,940 0,44 ,6 g/cm3 % - poids ppm % poids mmp % poids % poids % poids Température moyenne du réacteur 370 C Rapport: débitpondéral horaire 0,83 h-1 de charge fraîche/poids de catalyseur III À REVENDICATIONS 1.- Procédé de conversion catalytique d'une charge liquide d'hy- drocarbures au moyen de l'hydrogène consistant à faire passer la charge liquide d'hydrocarbures et un courant principal d'hydro- gène ou d'un gaz contenant de l'hydrogène de bas en haut à travers au moins une zone de réaction catalytique comprenant une pluralité d'étages le procédé étant caractérisé en ce quechaque étage contient un lit de catalyseur qui peut etre soit un lit semi-fixe soit un lit dont au moins une partie est à l'état dispersé dans la charge liquide, au moins un étage intermédiaire étant en communication respecti- vement avec l'étage immédiatement inférieur et avec l'étage immé- diatement supérieur d'une part par une pluralité d'ouvertures de faible section et d'autre part par au moins une ouverture de sec- tion relativement large, le catalyseur passant d'un étage à l'autre par la dite ouverture de section relativement large, à injecter au moins un des fluides choisis parmi l'hydrogène, un gaz contenant de l'hydrogène et un liquide hydrocarboné, de bas en haut, au dessous des dites ouvertures de section relativement large à un débit et à une vitesse suffisants pourfreiner ou em- pêcher le passage du catalyseur d'un étage vers l'étage immédia- tement inférieur à travers les dites ouvertures de section rela- tivement large, et à interrompre ou réduire périodiquement l'in- jection en dessous de l'une au moins des dites ouvertures de sec- tion relativement large,pour permettre le passage du catalyseur de haut en bas à travers cette ouverture de section relativement large. 2.- Procédé selon lequel la revendication 1, dans lequel tous les étages intermédiaires fonctionnent comme indiqué dans la re- vendication 1, l'étage supérieur recevant périodiquement du cata- lyseur frais et l'étage inférieur étant périodiquement vidé d' une partie au moins du catalyseur usé qui s'y trouve. 3.- Procédé selon la revendication 2, dans lequel chaque ouver- ture relativement large présente une section transversale d'au moins 2cm2 et d'au plus 50% de la section transversale du réac- teur. 4.- Procédé selon la revendication 3, dans lequel les ouvertures de faible section définies dans la revendication l,sont des per- forations de section inférieure à lcm2. 5.- Procédé selon la revendication 4, dans lequel l'injection d'hydrogène, d'un gaz contenant de l'hydrogène ou d'un liquide hy- drocarboné, est effectuée à partir d'une zone de distribution placée entre 0,15 et 40 cm au dessous de l'ouverture relativement large, la surface de cette zone de distribution représentant au moins 0,75 fois la surface de l'ouverture relativement large qui lui est associée, le liquide hydrocarboné étant choisi parmi au moins une partie de la charge initiale ou du produit réactionnel ou d'un effluent intermédiaire de la charge soumise au dit procé- 1O dé catalytique. 6.- Procédé selon la revendication 5, dans lequel on injecte un fluide choisi parmi de l'hydrogène, un gaz contenant de l'hydro- gène et un liquide hydrocarboné sous une pression d'alimentation supérieure de 5 à 400% à la pression de fonctionnement de la zone de réaction. 7.- Appareil pour la mise en oeuvre du procédé de la revendica- tion 1, caractérisé en ce qu'il comprend: a) une enceinte allongée, généralement verticale, divisée en un certain nombre d'étages par des cloisons séparatives horizontales ou inclinées sur le plan horizontal et munies d'ouvertures relativement petites, sous la forme de perfo- ration ou de claire voies, une partie au moins des cloi- sons séparatives des étages comportant en outre chacune au moins une ouverture relativement large, b) un moyen d'injection de charge liquide et d'hydrogène dans le bas de l'appareil, c) des moyens d'injection de gaz ou de liquide dirigés géné- ralement de bas en haut situés au dessous de chaque ouver- ture relativement large, d) un moyen d'introduction de catalyseur actif dans le haut de l'appareil, e) un moyen de soutirage de catalyseur usé en bas de l'appa- reil et f) des moyens de soutirage des produits de la réaction en haut de l'appareil. 8.- Appareil selon la revendication 7, caractérisé en ce que les cloisons séparatives des étages comportent un rebord au voisina- ge des ouvertures relativement larges, ce rebord faisant saillie au dessus des dites cloisons séparatives et ayant une hauteur su- périeure à 5 mm. 9.- Appareil selon la revendication 8 dans lequel les ouvertures relativement larges ont une surface unitaire d'au moins 2cm2 et les ouvertures relativement petites une surface unitaire infé- rieure à lcm2. 10.- Appareil selon la revendication 8 dans lequel les ouvertu- res relativement larges ont une surface unitaire d'au moins 5cm2 et les ouvertures relativement petites ont une forme allongée.