FR2951191A1 - Hydroconverting heavy carbonaceous loads e.g. petroleum residues, comprises hydroconverting load in reactor containing bubbling bed catalyst, and hydroconverting resulting effluent in reactor containing slurry catalyst and solid additive - Google Patents

Abstract

The method of hydroconverting heavy carbonaceous loads, comprises hydroconverting the load in a first reactor (3) containing a bubbling bed catalyst, and hydroconverting a portion of the resulting effluent in a second reactor (2) containing a slurry catalyst and a solid additive. The effluent obtained from the first hydroconversion step is separated into light fractions containing 90 vol.% of bubbling compounds at more than 450[deg] C. The additive comprises mineral oxides. The supported catalyst contains an element from group VIII and/or group VIB having a particle size of 0.001-100 mu m. The method of hydroconverting heavy carbonaceous loads, comprises hydroconverting the load in a first reactor (3) containing a bubbling bed catalyst, and hydroconverting a portion of the resulting effluent in a second reactor (2) containing a slurry catalyst and a solid additive. The effluent obtained from the first hydroconversion step is separated into light fractions containing 90 vol.% of bubbling compounds at more than 450[deg] C. The additive comprises mineral oxides. The supported catalyst contains an element from group VIII and/or group VIB having a particle size of 0.001-100 mu m. The coke has a particle size of 0.001-100 mu m, diesel and an aromatic additive. The effluent obtained from the second hydroconversion step is passed to a section separating the gas, a fraction containing solid catalyst particles and liquid fractions devoid of solids. The fraction containing solid catalyst particles separated after the second hydroconversion step is partially or totally recycled into hydroconversion of slurry after regeneration treatments such as combustion, solvent cleaning, gasification or other separation techniques. The separation and regeneration treatment of catalysts comprise fractionating the solid catalyst particles under vacuum to obtain a residue concentrated with metals, coking the fraction containing solid catalyst particles and/or residues under vacuum to obtain a solid effluent containing coke, performing liquid/liquid extraction of the fraction containing solid catalyst particles and/or residues under vacuum at 50-350?OC by aromatic-, naphthene-aromatic- and/or polar solvent to obtain an extract concentrated with metals and raffinates, combusting the extract at 200-700[deg] C to obtain ash concentrated with metals, and preparing metallic solution containing metal catalysts. The separation and regeneration treatment of catalysts further comprise, before the step of combustion, grinding the solid extract obtained from liquid/liquid extraction, and leaching the grinded extract in the presence of water, saturated solvent and surface active agent to obtain an extract and a leaching element. The light fraction is hydrotreated and/or hydrocracked for producing liquid petroleum gas, naphtha, kerosene, diesel and vacuum distillate.

Description

L'invention concerne un procédé pour l'hydroconversion de charges lourdes carbonées (par exemple un résidu pétrolier, des dérivés issus de la biomasse, du charbon) en produits plus légers, valorisables comme carburants, matières premières pour la pétrochimie, .... Plus particulièrement, l'invention concerne les procédés avec une technologie en lit bouillonnant et une technologie en slurry. De tels procédés sont déjà largement exploités. The invention relates to a process for the hydroconversion of heavy carbonaceous feedstocks (for example a petroleum residue, derivatives derived from biomass, coal) into lighter products, recoverable as fuels, raw materials for petrochemicals, etc. More particularly, the invention relates to methods with bubbling bed technology and slurry technology. Such methods are already widely exploited.

Les technologies d'hydroconversion de résidus en lits bouillonnants sont connues. Citons par exemple la technologie H-Oil licenciée par Axens, la technologie LC-Fining licenciée par Chevron-Lummus-Global, décrites dans de nombreux documents. The hydroconversion technologies of residuals in bubbling beds are known. Examples include the H-Oil technology licensed by Axens, LC-Fining technology licensed by Chevron-Lummus-Global, described in numerous documents.

Les technologies à lits bouillonnants utilisent des catalyseurs supportés sous forme d'extrudés dont le diamètre est généralement de l'ordre de lmm ou inférieur à lmm. Les catalyseurs restent à l'intérieur des réacteurs et ne sont pas évacués avec les produits. Les niveaux de température sont élevés afin d'obtenir des conversions élevées tout en minimisant les quantités de catalyseurs mises en oeuvre. Le procédé requiert un taux de couverture d'hydrogène (ratio hydrogène / charge) faible. L'activité catalytique peut être maintenue constante grâce au remplacement en ligne du catalyseur. Il n'est donc pas nécessaire d'arrêter l'unité pour changer le catalyseur usagé, ni d'augmenter les températures de réaction le long du cycle pour compenser la désactivation. De plus, le fait de travailler à des conditions opératoires constantes permet d'obtenir des rendements et des qualités de produits constants le long du cycle. Aussi, du fait que le catalyseur est maintenu en agitation par un recyclage important de liquide, la perte de charge sur le réacteur reste faible et constante, et les exothermes de réaction sont rapidement moyennés sur le lit catalytique, qui est donc presque isotherme et ne nécessite pas l'injection de quenches. Une spécificité du procédé en lit bouillonnant est que le résidu sous vide non converti a une viscosité relativement faible et peut donc être récupéré sous forme liquide. Toutefois, le niveau de conversion des technologies en lit bouillonnant est généralement limité à des niveaux inférieurs à 80 % du fait du système catalytique employé et de la conception de l'unité. Les technologies d'hydroconversion de résidus en slurry sont également connues. Bubbling bed technologies use supported catalysts in the form of extrudates whose diameter is generally of the order of 1 mm or less than 1 mm. The catalysts remain inside the reactors and are not evacuated with the products. The temperature levels are high in order to obtain high conversions while minimizing the amounts of catalysts used. The process requires a low hydrogen coverage ratio (hydrogen / charge ratio). The catalytic activity can be kept constant by replacing the catalyst in line. It is therefore not necessary to stop the unit to change the spent catalyst, nor to increase the reaction temperatures along the cycle to compensate for the deactivation. In addition, operating at constant operating conditions provides consistent yields and product qualities along the cycle. Also, because the catalyst is maintained in agitation by a large liquid recycle, the pressure drop on the reactor remains low and constant, and the reaction exotherms are rapidly averaged over the catalytic bed, which is therefore almost isothermal and does not does not require the injection of quenches. A specificity of the bubbling bed process is that the unconverted vacuum residue has a relatively low viscosity and can therefore be recovered in liquid form. However, the conversion level of ebullated bed technologies is generally limited to levels below 80% due to the catalytic system employed and the design of the unit. Slurry residue hydroconversion technologies are also known.

Citons par exemple la technologie EST licenciée par ENI, la technologie VRSH licenciée par Chevron-Lummus-Global, les technologies HDH et HDHPLUS licenciée par Intevep, la technologie SRC-Uniflex licenciée par UOP, la technologie (HC)3 licenciée par Headwaters, etc... Les technologies d'hydroconversion de résidus en slurry utilisent un catalyseur dispersé sous forme de très petites particules, dont la taille est de quelques dizaines de microns ou moins (généralement 0.001 à 100 µm). Les catalyseurs, ou leur précurseurs, sont injectés avec la charge à convertir à l'entrée des réacteurs. Les catalyseurs traversent les réacteurs avec les charges et les produits en cours de conversion, puis ils sont entraînés avec les produits de réaction hors des réacteurs. On les retrouve après séparation dans la fraction résiduelle lourde, comme par exemple le résidu sous vide non converti. Les niveaux thermiques sont très élevés ce qui permet l'obtention de niveaux de conversion très élevées à partir de charges très lourdes. Les procédés requièrent un taux de couverture d'hydrogène élevé. Une spécificité des procédés en slurry est que le résidu sous vide non converti a une viscosité extrêmement élevé et est donc préférentiellement évacuée de l'unité sous forme solide. Examples include EST technology licensed by ENI, Chevron-Lummus-Global licensed VRSH technology, Intevep-licensed HDH and HDHPLUS technologies, UOP-licensed SRC-Uniflex technology, Headwaters licensed technology (HC) 3, etc. ... Slurry residue hydroconversion technologies use a dispersed catalyst in the form of very small particles, the size of which is a few tens of microns or less (usually 0.001 to 100 μm). The catalysts, or their precursors, are injected with the feed to be converted at the inlet of the reactors. The catalysts pass through the reactors with the feedstocks and the products being converted, and then are driven with the reaction products out of the reactors. They are found after separation into the heavy residual fraction, such as, for example, the unconverted vacuum residue. The thermal levels are very high which allows to obtain very high conversion levels from very heavy loads. The processes require a high hydrogen coverage rate. A specificity of the slurry processes is that the unconverted vacuum residue has an extremely high viscosity and is therefore preferably removed from the unit in solid form.

Les procédés en slurry souffrent d'une opérabilité difficile et le niveau de conversion n'est cependant pas aussi élevé que souhaité. Pour améliorer les performances du procédé en lit bouillonnant, les brevets US-7,449,103 et US-5,300,212 enseignent le traitement de la charge dans une technologie en slurry (avec un slurry de catalyseur) et l'effluent obtenu (charge traitée et slurry de catalyseur) est hydroconverti dans un réacteur à lit bouillonnant. Il a maintenant été trouvé que le procédé intégrant une technologie en lit bouillonnant puis une technologie en slurry fait qu'il devient possible d'atteindre des niveaux de conversion autrement inatteignables par les deux technologies séparément, et que par ailleurs, l'opérabilité (notamment la durée de cycle) est significativement améliorée. Slurry processes suffer from difficult operability and the conversion level, however, is not as high as desired. To improve the performance of the bubbling bed process, US Pat. No. 7,449,103 and US Pat. No. 5,300,212 teach the treatment of the filler in a slurry technology (with a catalyst slurry) and the effluent obtained (treated filler and catalyst slurry). is hydroconverted in a bubbling bed reactor. It has now been found that the process incorporating a bubbling bed technology and then a slurry technology makes it possible to reach conversion levels otherwise not achievable by the two technologies separately, and that, moreover, the operability (especially the cycle time) is significantly improved.

Ainsi, un procédé à lit bouillonnant voit sa conversion plafonner généralement entre 60-80 %pds alors que celle du procédé en slurry peut atteindre 80-90 %pds. Avec le procédé selon l'invention, des conversions de plus de 90% sont atteintes, voire au moins 95 %. L'opérabilité est améliorée grâce à la combinaison de ces deux technologies, qui permet une flexibilité des conditions opératoires et du système catalytique sur chacune des technologies (donc de l'hydroconversion sur chaque technologie) en fonction notamment de la charge à traiter. En effet, les catalyseurs utilisés dans les 2 technologies sont différents et ne présentent donc pas la même aptitude au cokage (qui provoque la désactivation du catalyseur), ni ne favorisent tout à fait les mêmes réactions d'hydrotraitement, d'hydrocraquage, et d'hydroconversion thermocatalytique, à l'inverse des procédés déjà décrits en slurry suivi d'un lit bouillonnant ou de chacun de ces deux procédés cités utilisés seuls. Aussi, plutôt que de multiplier les réacteurs ou prévoir de nombreux lits de garde, la combinaison des deux technologies permet une flexibilité accrue du procédé avec un gain important en opérabilité. De plus, le fait de commencer à traiter la charge en lit bouillonnant puis de la traiter en mode slurry évite de faire passer du slurry de catalyseur dans le lit bouillonnant. Ainsi,sur chaque type de réacteur (chaque technologie) les conditions opératoires peuvent être ajustées pratiquement séparément, ce qui permet une opérabilité significativement améliorée par rapport à l'art antérieur US-7,449,103 et US-5,300,212. Ainsi, une large gamme de charges carbonées (notamment hydrocarbonées) peuvent être traitées avec des niveaux de conversion très élevés. La durée de vie des catalyseurs (lit bouillonnant) est augmentée, ainsi que les durées de cycle de l'ensemble du procédé. Si la durée de cycle des unités opérant avec un lit de catalyseur en lit bouillonnant s'établit en général autour de 2-4 ans, celle des unités opérant avec un lit de catalyseur en slurry autour de 2 ans, dans le procédé selon l'invention, les durées de vies sont de 3-4 ans. Ceci signifie que la présence de la technologie slurry n'a pas impacté l'opérabilité du lit bouillonnant et/ou que l'unité opérant avec le catalyseur en slurry a vu sa durée de cycle 20 nettement rehaussée. Du fait de l'optimisation des réactions d'hydrotraitement et d'hydroconversion dans les 2 types de procédés opérés en série, il en résulte également que la consommation totale du catalyseur en lit bouillonnant peut être réduite et que la concentration en catalyseur en slurry peut-être diminuée, réduisant ainsi la consommation de ce catalyseur en slurry. On estime 25 que, pour le lit bouillonnant, cette réduction est d'au moins 10 %pds et pourrait même aller jusqu'à 50 % ou plus. Selon les conditions opératoires et la charge traitée, la consommation totale de catalyseur du lit bouillonnant peut être réduite à un niveau tel que l'étape de séparation et de recyclage du catalyseur slurry à partir de la fraction non convertie devient inutile. 30 Dans tous les cas, l'association lit bouillonnant/slurry permet une réduction notable de la consommation de catalyseur en slurry, ce qui permet de réduire la taille de l'unité de récupération/recyclage du catalyseur en slurry (si celle-ci est nécessaire), réduisant ainsi le coût opératoire de façon notable. L'ajout de catalyseur neuf s'en trouve encore réduit. Un autre avantage du procédé selon l'invention est que la consommation d'hydrogène peut être adaptée, rendant ainsi le procédé très intéressant au plan économique, notamment par rapport à une technologie slurry prise seule. Par exemple, la présente technologie permet d'augmenter la teneur en hydrogène dans les produits valorisables issus du procédé selon l'invention, au détriment de la production de gaz incondensables C1-C2 et de résidu non converti. De plus, si une technologie en lit bouillonnant opère avec un rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures (ratio H2/HC) faible (200-300 Nm3/m3), il n'en est pas de même avec une technologie slurry (ratio H2/HC de 600-1000 Nm3/m3 en général, et en particulier en l'absence de pompe de recyclage). Par contre, le procédé selon l'invention peut opérer généralement avec un ratio H2/HC établi entre 200-300 Nm3/m3 pour la technologie en lit bouillonnant et entre 400-600 Nm3/m3 pour la technologie slurry, pour des niveaux de conversion et d'hydrotraitement au moins égaux, et le plus souvent supérieurs à chacune des technologies prise seule. Le procédé selon l'invention avec la séquence hydroconversion en lit bouillonnant puis en slurry se révèle donc extrêmement judicieux par rapport à la séquence inverse de l'art antérieur (slurry puis lit bouillonnant). On a pu constater que cet effet avantageux est dû au fait que, dans l'étape d'hydroconversion en lit bouillonnant à température modérée, les structures lourdes condensées (résines les plus polaires et asphaltènes) qui sont difficilement craquables, sont ici hydrotraitées dans des conditions thermodynamiques favorables, avec un niveau de conversion de la charge qui est déjà notable, tout en minimisant la conversion en gaz et en évitant la formation de précurseurs de molécules aromatiques polycondensées responsables de la formation de résidu non converti. L'effluent ainsi traité dans l'étape en lit bouillonnant se révèle d'une réactivité beaucoup plus élevée que la charge vis à vis des réactions d'hydroconversion en slurry. Il en résulte que la perte de matière sous forme de gaz ou de petits hydrocarbures par sur-craquage est minimisée, que le niveau d'hydrotraitement est maximisé, que l'opérabilité de l'hydroconversion en slurry est largement améliorée (par rapport à une hydroconversion en slurry recevant la charge de départ) et que globalement la conversion de la charge en produits valorisables est maximale. De ce fait, il en résulte un gain notable dans l'économie du procédé et des performances globales accrues en conversion et en hydrotraitement. Par ailleurs, l'effluent issu de l'étape (2) est de très bonne qualité, ce qui autorise des traitements ultérieurs dans des conditions moins sévères (par rapport à chacune des étapes prises séparément ou à la séquence inverse) avec de bons rendements pour obtenir les qualités de produits requises par spécifications commerciales à un coût de traitement et de production moins élevé. Plus précisément, l'invention concerne un procédé d'hydroconversion de charges lourdes carbonées comportant une étape (1) d'hydroconversion de la charge dans au moins un réacteur contenant un catalyseur en lit bouillonnant , puis une étape (2) d'hydroconversion d'une partie au moins de l'effluent obtenu dans au moins un réacteur contenant un catalyseur en slurry, et éventuellement un additif solide, l'effluent issu de l'étape (2) est ensuite soumis à une ou des séparations. Les charges carbonées concernées sont des charges hydrocarbonées (pétrolières) telles que des résidus pétroliers, des pétroles bruts, des pétroles bruts étêtés, des huiles désasphaltées, des asphaltes de désasphaltage, des dérivés de procédés de conversion du pétrole (comme par example : HCO, slurry de FCC, GO lourd/VGO de coking, résidu de viscoréduction ou procédé thermique similaires, etc. ...), des sables bitumeux ou leurs dérivés, des schistes bitumeux ou leurs dérivés, ou des charges non pétrolières telles que des dérivés gazeux et/ou liquides (ne contenant pas ou peu de solides) de la conversion thermique (avec ou sans catalyseur et avec ou sans hydrogène), du charbon, de la biomasse ou des déchets industriels comme par exemple les polymères recyclés. Plus généralement, on regroupera ici sous le terme "charge lourde hydrocarbonée" des charges contenant au moins 50 %pds de produit bouillant au-dessus de 350°C et au moins 25%pds distillant au-dessus de 550°C. Elles contiennent des métaux, essentiellement V et/ou Ni, à raison de généralement, au moins 50 ppm et le plus souvent 100-2000 ppm pds, au moins 0,5 %pds de soufre, et au moins 1 %pds d'asphaltènes (asphaltènes à l'heptane), souvent plus de 2 %pds ou encore de 5 %pds, des teneurs de 25 %pds ou plus d'asphaltènes pouvant être atteintes; elles contiennent également des structures aromatiques condensées pouvant contenir des hétéroéléments réfractaires à la conversion. Les charges non pétrolières (telles que celles issues de conversion thermique, avec ou sans catalyseur et avec ou sans hydrogène, du charbon et de la biomasse) contiennent, quant à elles, généralement moins de 50 %pds de produit bouillant au dessus de 350°C , avec moins de 10 %pds d'asphaltènes (heptane) (généralement moins de 5% pds d'asphaltènes le plus souvent moins de 2 %pds asphaltènes), mais elles contiennent 0,5 à 50 %pds d'oxygène, de 0,2 à 2 %pds d'azote, ainsi que des éléments Na et/ou Ca et/ou K à raison généralement de 1 à 500 ppm pds d'alcalins . D'autres éléments peuvent être présents tels que Si, Cl.... Thus, a bubbling bed process sees its conversion generally cap between 60-80% by weight while that of the slurry process can reach 80-90% by weight. With the process according to the invention, conversions of more than 90% are reached, or even at least 95%. The operability is improved thanks to the combination of these two technologies, which allows a flexibility of the operating conditions and the catalytic system on each of the technologies (thus hydroconversion on each technology) depending in particular on the load to be treated. Indeed, the catalysts used in the two technologies are different and therefore do not have the same ability to coke (which causes the deactivation of the catalyst), nor do they all promote the same reactions of hydrotreatment, hydrocracking, and thermocatalytic hydroconversion, in contrast to the processes already described in slurry followed by a bubbling bed or each of these two processes used alone. Also, rather than multiply reactors or provide many guard beds, the combination of the two technologies allows increased flexibility of the process with a significant gain in operability. In addition, the fact of starting to treat the charge in bubbling bed and then to treat it in slurry mode avoids passing catalyst slurry in the bubbling bed. Thus, on each type of reactor (each technology) the operating conditions can be adjusted substantially separately, which allows a significantly improved operability compared to the prior art US-7,449,103 and US-5,300,212. Thus, a wide range of carbonaceous feeds (in particular hydrocarbon feedstocks) can be treated with very high conversion levels. The service life of the catalysts (bubbling bed) is increased, as are the cycle times of the entire process. If the cycle time of the units operating with a bubbling bed of catalyst is generally around 2-4 years, that of the units operating with a slurry catalyst bed around 2 years, in the process according to the invention. invention, lifetimes are 3-4 years. This means that the presence of the slurry technology did not affect the operability of the bubbling bed and / or that the unit operating with the slurry catalyst saw its cycle time significantly increased. Because of the optimization of the hydrotreatment and hydroconversion reactions in the two types of series-operated processes, it also results that the total consumption of the bubbling bed catalyst can be reduced and that the slurry catalyst concentration can be reduced. to be reduced, thus reducing the consumption of this catalyst in slurry. It is estimated that for the bubbling bed this reduction is at least 10% wt and could even be up to 50% or more. Depending on the operating conditions and the treated feedstock, the total catalyst consumption of the boiling bed can be reduced to such a level that the step of separating and recycling the slurry catalyst from the unconverted fraction becomes unnecessary. In any case, the boiling bed / slurry combination allows a significant reduction in the consumption of slurry catalyst, which makes it possible to reduce the size of the recovery / recycling unit of the slurry catalyst (if this is necessary), thus reducing the operating cost significantly. The addition of new catalyst is further reduced. Another advantage of the process according to the invention is that the hydrogen consumption can be adapted, thus making the process very interesting economically, especially compared to a slurry technology taken alone. For example, the present technology makes it possible to increase the hydrogen content in the products that can be recovered from the process according to the invention, to the detriment of the production of incondensable gases C1-C2 and unconverted residue. In addition, if bubbling bed technology operates with a hydrogen / hydrocarbon volume ratio (H2 / HC ratio) low (200-300 Nm3 / m3), this is not the case with slurry technology (H2 / HC ratio). 600-1000 Nm3 / m3 in general, and in particular in the absence of a recycling pump). On the other hand, the process according to the invention can generally operate with an H2 / HC ratio of between 200-300 Nm3 / m3 for boiling bed technology and between 400-600 Nm3 / m3 for slurry technology, for conversion levels. and hydrotreatment at least equal, and most often superior to each of the technologies taken alone. The method according to the invention with the hydroconversion sequence bubbling bed and then slurry is therefore extremely judicious compared to the reverse sequence of the prior art (slurry and bubbling bed). It has been observed that this advantageous effect is due to the fact that, in the step of hydroconversion in a bubbling bed at a moderate temperature, the condensed heavy structures (the most polar resins and asphaltenes) which are difficult to crack, are here hydrotreated in favorable thermodynamic conditions, with a level of charge conversion that is already noticeable, while minimizing gas conversion and avoiding the formation of polycondensed aromatic molecule precursors responsible for the formation of unconverted residue. The effluent thus treated in the boiling bed stage proves to have a much higher reactivity than the feedstock with respect to hydroconversion reactions in slurry. As a result, the loss of material in the form of gas or small hydrocarbons by overcracking is minimized, the level of hydrotreatment is maximized, the operability of the hydroconversion into slurry is greatly improved (compared with hydroconversion into slurry receiving the feedstock) and that overall the conversion of the feed into recoverable products is maximum. As a result, there is a significant gain in process economics and increased overall performance in conversion and hydrotreating. Furthermore, the effluent from step (2) is of very good quality, which allows subsequent treatments under less severe conditions (with respect to each of the steps taken separately or in the reverse sequence) with good yields. to obtain the qualities of products required by commercial specifications at a lower cost of processing and production. More specifically, the invention relates to a process for hydroconversion of heavy carbonaceous feeds comprising a step (1) of hydroconversion of the feedstock in at least one reactor containing a bubbling bed catalyst, and then a step (2) of hydroconversion of at least a part of the effluent obtained in at least one reactor containing a slurry catalyst, and optionally a solid additive, the effluent from step (2) is then subjected to one or more separations. The carbonaceous feedstocks concerned are hydrocarbon (petroleum) feedstocks such as petroleum residues, crude oils, crude heading oils, deasphalted oils, deasphalting asphalts, derivatives of petroleum conversion processes (for example: HCO, FCC slurry, heavy GO / VGO coking, visbreaking or similar thermal process, etc.), bituminous sands or derivatives thereof, bituminous schists or derivatives thereof, or non-petroleum feedstocks such as gaseous derivatives and / or liquids (containing no or few solids) of the thermal conversion (with or without catalyst and with or without hydrogen), coal, biomass or industrial waste such as recycled polymers. More generally, the term "hydrocarbon heavy load" will be used to include feedstocks containing at least 50% by weight of product boiling above 350 ° C. and at least 25% by weight distilling above 550 ° C. They contain metals, essentially V and / or Ni, generally at least 50 ppm and most often 100-2000 ppm wt, at least 0.5 wt% sulfur, and at least 1 wt% asphaltenes. (asphaltenes to heptane), often more than 2 wt% or even 5 wt%, 25% wt% or more of asphaltenes attainable; they also contain condensed aromatic structures which may contain heteroelements refractory to conversion. Non-petroleum feedstocks (such as those resulting from thermal conversion, with or without a catalyst and with or without hydrogen, coal and biomass) generally contain less than 50% by weight of product boiling above 350 °. With less than 10% by weight of asphaltenes (heptane) (generally less than 5% by weight of asphaltenes, usually less than 2% by weight of asphaltenes), but they contain 0.5 to 50% by weight of oxygen, 0.2 to 2 wt% of nitrogen, as well as Na and / or Ca and / or K elements in a proportion of generally from 1 to 500 ppm by weight of alkalis. Other elements may be present such as Si, Cl ....

Ces éléments sont nocifs pour les catalyseurs . Les molécules aromatiques contenues dans les charges sont en partie ou en totalité des molécules difficiles à convertir dans les procédés d'hydrotraitement / hydroconversion en lit fixe. Les charges contiennent et très peu (<5ppm pds) ou pas de métaux du type V et/ou Ni. These elements are harmful for the catalysts. The aromatic molecules contained in the feeds are partly or wholly difficult to convert molecules in fixed bed hydrotreating / hydroconversion processes. The charges contain very little (<5 ppm) or no type V and / or Ni metals.

L'étape (1) d'hydroconversion est réalisée dans au moins un réacteur opérant avec un catalyseur en lit bouillonnant. The hydroconversion stage (1) is carried out in at least one reactor operating with a bubbling bed catalyst.

La technologie en lit bouillonnant étant largement connue, on ne reprendra ici que les principales conditions opératoires. The ebullated bed technology being widely known, only the main operating conditions will be repeated here.

La charge est traitée en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur triphasique, contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion, en lit bouillonnant, fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz. Du catalyseur peut être retiré du réacteur, sans arrêter le procédé, pour faire un appoint en catalyseur frais. The feedstock is treated in the presence of hydrogen in at least one three-phase reactor, containing at least one hydroconversion catalyst, in a bubbling bed, operating at an upward flow of liquid and gas. Catalyst can be withdrawn from the reactor, without stopping the process, to add fresh catalyst.

Les catalyseurs utilisés sont largement commercialisés. Ce sont des catalyseurs granulaires dont la taille n'atteint jamais celles des catalyseurs utilisés en slurry). Le catalyseur est le plus souvent sous forme d'extrudés ou de billes. Typiquement, ils contiennent au moins un élément hydro-déshydrogénant déposé sur un support amorphe (alumine généralement . Généralement, il s'agit d'une association d'au moins un élément du groupe VIII (Co et/ou Ni) et d'au moins un élément du groupe VI B (Mo et/ou W) déposés sur un support dont la répartition poreuse est adaptée au traitement de la charge .Les catalyseurs CoMo/alumine et NiMo/alumine sont les plus courants. The catalysts used are widely marketed. These are granular catalysts whose size never reaches those of the catalysts used in slurry). The catalyst is most often in the form of extrudates or beads. Typically, they contain at least one hydro-dehydrogenating element deposited on an amorphous support (generally alumina, generally a combination of at least one element of group VIII (Co and / or Ni) and from least one group VI B element (Mo and / or W) deposited on a support whose porous distribution is suitable for the treatment of the feed. CoMo / alumina and NiMo / alumina catalysts are the most common.

La teneur totale en oxydes d'éléments des groupes VIII et VIB est souvent de 5-40 %pds et en général de 7-30 %pds. Généralement, le rapport pondéral exprimé en oxyde(s) du groupe VI sur oxyde(s) du groupe VIII est de 1-20 et le plus souvent 2-10. The total oxide content of Group VIII and VIB elements is often 5-40 wt% and generally 7-30 wt%. Generally, the weight ratio expressed as Group VI oxide (s) on Group VIII oxide (s) is 1-20 and most often 2-10.

On peut par exemple employer un catalyseur comprenant de 0,5 à 10 % en poids de nickel et de préférence de 1 à 5 % en poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel NiO) et de 1 à 30 % en poids de molybdène de préférence de 5 à 20 % en poids de molybdène (exprimé en oxyde de molybdène MoO3 sur un support. Ce catalyseur peut également contenir du phosphore (généralement moins de 20 %pds et le plus souvent moins de 10 %pds, exprimé en oxyde de phosphore P2O5). For example, a catalyst comprising from 0.5 to 10% by weight of nickel and preferably from 1 to 5% by weight of nickel (expressed as nickel oxide NiO) and from 1 to 30% by weight of molybdenum of preferably from 5 to 20% by weight of molybdenum (expressed as molybdenum oxide MoO 3 on a support This catalyst may also contain phosphorus (generally less than 20% by weight and most often less than 10% by weight, expressed as phosphorus oxide P2O5).

Le catalyseur usagé est en partie remplacé par du catalyseur frais par soutirage en bas du réacteur et introduction, soit en haut du réacteur soit en bas du réacteur, de catalyseur frais ou neuf à intervalle de temps régulier, c'est-à-dire par exemple par bouffée ou de façon quasi continue. On peut par exemple introduire du catalyseur frais tous les jours. Le taux de remplacement du catalyseur usé par du catalyseur frais peut être par exemple d'environ 0,01 kilogramme à environ 10 kilogrammes par mètre cube de charge. Ce soutirage et ce remplacement sont effectués à l'aide de dispositifs permettant le fonctionnement continu de cette étape d'hydroconversion. L'unité comporte habituellement une pompe de recirculation permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie du liquide soutiré en tête du réacteur et réinjecté en bas du réacteur. Il est également possible d'envoyer le catalyseur usé soutiré du réacteur dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme, puis de renvoyer ce catalyseur régénéré dans l'étape d'hydroconversion. Il est également possible d'envoyer le catalyseur usé soutiré du réacteur dans une zone de réjuvénation dans laquelle on élimine au moins une partie des métaux déposés, principalement le vanadium et le nickel, avant de régénérer le catalyseur en éliminant le carbone et le soufre qu'il renferme, puis de renvoyer ce catalyseur réjuvéné et régénéré dans l'étape d'hydroconversion. On opère habituellement sous une pression absolue 2 à 35 MPa, le plus souvent de 5 à 20 MPa, à une température d'environ 300 à 500°C, souvent d'environ 350 à 450°C. La vitesse spatiale horaire (VVH) et la pression partielle d'hydrogène sont choisis en fonction des caractéristiques du produit à traiter et de la conversion souhaitée. Le plus souvent la VVH se situe dans une gamme allant d'environ 0,1 h-1 à environ 10 h"1 et de préférence environ 0,5 h"1 à environ 5 h-1. La quantité d'hydrogène mélangée à la charge est habituellement d'environ 50 à environ 5000 normaux mètres cubes (Nm3) par mètre cube (m) de charge liquide et le plus souvent d'environ 100 à environ 1000 Nm3/m3 et de façon très préférée de 300 à 500 Nm3/m3 et de façon encore plus préférée de 200 à 300 Nm3/m3 . The spent catalyst is partly replaced by fresh catalyst by withdrawal at the bottom of the reactor and introduction, either at the top of the reactor or at the bottom of the reactor, of fresh or new catalyst at a regular time interval, that is to say by example by puff or almost continuously. For example, fresh catalyst can be introduced every day. The replacement rate of spent catalyst with fresh catalyst may be, for example, from about 0.01 kilogram to about 10 kilograms per cubic meter of charge. This withdrawal and replacement are performed using devices for the continuous operation of this hydroconversion step. The unit usually comprises a recirculation pump for maintaining the bubbling bed catalyst by continuously recycling at least a portion of the liquid withdrawn at the top of the reactor and reinjected at the bottom of the reactor. It is also possible to send the spent catalyst withdrawn from the reactor into a regeneration zone in which the carbon and the sulfur contained therein are eliminated, and then to return this regenerated catalyst to the hydroconversion stage. It is also possible to send the spent catalyst withdrawn from the reactor into a rejuvenation zone in which at least a portion of the deposited metals, mainly vanadium and nickel, are removed before regenerating the catalyst by removing the carbon and sulfur it contains and then send back this catalyst rejuvenated and regenerated in the hydroconversion stage. The process is usually carried out under an absolute pressure of 2 to 35 MPa, usually 5 to 20 MPa, at a temperature of about 300 to 500 ° C, often about 350 to 450 ° C. The hourly space velocity (VVH) and the hydrogen partial pressure are chosen according to the characteristics of the product to be treated and the desired conversion. Most often the VVH is in a range of from about 0.1 hr-1 to about 10 hr-1 and preferably about 0.5 hr-1 to about 5 hr-1. The amount of hydrogen mixed with the feedstock is usually from about 50 to about 5000 normal cubic meters (Nm3) per cubic meter (m) of liquid feed and most often from about 100 to about 1000 Nm3 / m 3 and so very preferred from 300 to 500 Nm3 / m3 and even more preferably from 200 to 300 Nm3 / m3.

Dans le procédé selon l'invention, les conditions opératoires, pour un catalyseur et une charge donnée, sont ajustées en fonction de la conversion totale souhaitée et en fonction de celle sur l'étape (2) avec la technologie en slurry. Eventuellement, l'effluent converti issu de l'étape (1) en lit bouillonnant est soumis à une séparation de la fraction légère. Elle contient très majoritairement (au moins 90% vol.) les composés bouillant à au plus 300°C, voire jusqu'à 450 °C. L'effluent résiduel est traité dans l'étape (2) d'hydroconversion avec un catalyseur en slurry. Ces dispositions seront présentées plus loin dans le texte. L'effluent converti issu de l'étape (1) en lit bouillonnant peut être traité directement dans l'étape (2). Cette séparation évite le surcraquage de la fraction légère dans l'étape (2). Elle permet aussi de réduire l'investissement économique sur le réacteur de l'étape (2) (moins de charge à traiter, moins de catalyseur en slurry à injecter, ...) ou d'amener une charge externe sur le réacteur de l'étape (2) ou d'augmenter le temps de séjour dans le réacteur de l'étape (2). In the process according to the invention, the operating conditions, for a catalyst and a given feedstock, are adjusted according to the total desired conversion and as a function of that on step (2) with the slurry technology. Optionally, the converted effluent from step (1) bubbling bed is subjected to a separation of the light fraction. It contains very predominantly (at least 90% vol.) The compounds boiling at at most 300 ° C, or up to 450 ° C. The residual effluent is treated in the hydroconversion stage (2) with a slurry catalyst. These provisions will be presented later in the text. The converted effluent from step (1) bubbling bed can be treated directly in step (2). This separation avoids overcracking of the light fraction in step (2). It also makes it possible to reduce the economic investment on the reactor of step (2) (less charge to be treated, less catalyst in slurry to be injected, etc.) or to bring an external charge on the reactor of the step (2) or to increase the residence time in the reactor of step (2).

Ainsi, une partie ou la totalité de l'effluent issu de l'étape (1) est soumise à une hydroconversion avec un catalyseur en slurry (étape (2)), en présence d'hydrogène, à courant ascendant de liquide, de gaz et de catalyseur. L'étape (2) est réalisée dans au moins un réacteur en slurry, et de préférence l'un au moins (et de préférence tous) des réacteurs est muni d'une pompe de recirculation interne, du même type que celle utilisé par le lit bouillonnant. Le catalyseur en slurry est sous forme dispersée dans le milieu réactionnel. Il peut être formé in situ mais il est préférable de le préparer en-dehors du réacteur et de l'injecter, en général en continu, avec la charge. Le catalyseur favorise l'hydrogénation des radicaux issus du craquage thermique et réduit la formation de coke. Lorsque du coke est formé, il est évacué par le catalyseur. Le catalyseur est aussi dispersé que possible pour obtenir une activité hydrogénante aussi uniformément répartie que possible dans la zone réactionnelle. Il est maintenu en suspension dans le réacteur, circule du bas vers le haut du réacteur avec la charge, et est évacué avec l'effluent. Thus, part or all of the effluent from step (1) is subjected to hydroconversion with a slurry catalyst (step (2)), in the presence of hydrogen, with an upward flow of liquid, of gas and catalyst. Step (2) is carried out in at least one slurry reactor, and preferably at least one (and preferably all) of the reactors is provided with an internal recirculation pump, of the same type as that used by the reactor. bubbling bed. The slurry catalyst is in dispersed form in the reaction medium. It can be formed in situ but it is preferable to prepare it outside the reactor and inject it, usually continuously, with the charge. The catalyst promotes the hydrogenation of radicals from thermal cracking and reduces coke formation. When coke is formed, it is removed by the catalyst. The catalyst is as dispersed as possible to obtain a hydrogenating activity as uniformly distributed as possible in the reaction zone. It is kept in suspension in the reactor, flows from the bottom to the top of the reactor with the feedstock, and is evacuated with the effluent.

Le catalyseur en slurry est un catalyseur sulfuré contenant de préférence au moins un élément choisi dans le groupe formé par Mo, Fe, Ni, W, Co, V, Ru. Ces catalyseurs sont généralement monométalliques ou bimétalliques (en combinant par exemple un élément du groupe VIIIB non-noble (Co,Ni,Fe) et un élément du groupe VIB (Mo,W). Les catalyseurs utilisés peuvent être des poudres de solides hétérogènes (tels que des minerais naturels, du sulfate de fer, etc...), des catalyseurs dispersés issus de précurseurs solubles dans l'eau ("water soluble dispersed catalyst") tels que l'acide phosphomolybdique, le molybdate d'ammonium, ou un mélange d'oxyde Mo ou Ni avec de l'ammoniaque aqueux. De préférence, les catalyseurs utilisés sont issus de précurseurs solubles dans une phase organique ("oil soluble dispersed catalyst"). Les précurseurs sont des composés organométalliques tels que les naphténates de Mo, de Co, de Fe, ou de Ni ou tels que des composés multi-carbonyl de ces métaux, par exemple 2-ethyl hexanoates de Mo ou Ni, acetylacetonates de Mo ou Ni, sels d'acides gras C7-C12 de Mo ou W, etc. . Ils peuvent être utilisés en présence d'un agent tensio-actif pour améliorer la dispersion des métaux, lorsque le catalyseur est bimétallique. Les catalyseurs se trouvent sous forme de particules dispersées, colloïdales ou non selon la nature du catalyseur. De tels précurseurs et catalyseurs utilisables dans le procédé selon l'invention sont largement décrits dans la littérature. En général, les catalyseurs sont préparés avant d'être injectés dans la charge. Le procédé de préparation est adapté en fonction de l'état dans lequel se trouve le précurseur et de sa nature. Dans tous les cas, le précurseur est sulfuré (ex-situ ou in-situ) pour former le catalyseur dispersé dans la charge. Pour le cas préféré des catalyseurs dits solubles dans l'huile, dans un procédé typique, le précurseur est mélangé à une charge carbonée (qui peut être une partie de la charge à traiter, une charge externe, ....), le mélange est éventuellement séché au moins en partie, puis ou simultanément est sulfuré par addition d'un composé soufré (H2S préféré) et chauffé. Les préparations de ces catalyseurs sont décrites dans l'art antérieur. Des additifs peuvent être ajoutés lors de la préparation du catalyseur ou au catalyseur en slurry avant qu'il soit injecté dans le réacteur. Ce sont par exemple des particules solides dont la taille est généralement inférieure à lmm , le plus souvent entre 0.001 à 100 µm et de préférence leur taille est sensiblement égale à celle du catalyseur en slurry , ou un gasoil, un additif aromatique, .... Ces additifs sont décrits dans la littérature. The slurry catalyst is a sulfurized catalyst preferably containing at least one member selected from the group consisting of Mo, Fe, Ni, W, Co, V, Ru. These catalysts are generally monometallic or bimetallic (by combining, for example, a non-noble group VIIIB element (Co, Ni, Fe) and a group VIB element (Mo, W) .The catalysts used may be heterogeneous solid powders ( such as natural ores, iron sulphate, etc.), dispersed catalysts derived from water-soluble dispersed catalyst ("water soluble dispersed catalyst") such as phosphomolybdic acid, ammonium molybdate, or A mixture of Mo or Ni oxide with aqueous ammonia, the catalysts used are preferably derived from soluble precursors in an organic phase ("oil soluble dispersed catalyst"). The precursors are organometallic compounds such as naphthenates of Mo, Co, Fe, or Ni or such as multi-carbonyl compounds of these metals, for example 2-ethyl hexanoates of Mo or Ni, acetylacetonates of Mo or Ni, C7-C12 fatty acid salts of Mo or W, etc. They can be used in the presence of a surfactant to improve the dispersion of metals, when the catalyst is bimetallic. The catalysts are in the form of dispersed particles, colloidal or otherwise depending on the nature of the catalyst. Such precursors and catalysts that can be used in the process according to the invention are widely described in the literature. In general, the catalysts are prepared before being injected into the feed. The preparation process is adapted according to the state in which the precursor is and of its nature. In all cases, the precursor is sulfided (ex-situ or in-situ) to form the catalyst dispersed in the feedstock. For the preferred case of so-called oil-soluble catalysts, in a typical process, the precursor is mixed with a carbonaceous feedstock (which may be a part of the feedstock to be treated, an external feedstock, etc.). is optionally dried at least in part, then or simultaneously is sulphurized by addition of a sulfur compound (H 2 S preferred) and heated. The preparations of these catalysts are described in the prior art. Additives may be added during the preparation of the catalyst or to the slurry catalyst before it is injected into the reactor. These are, for example, solid particles whose size is generally less than 1 mm, most often between 0.001 and 100 μm and preferably their size is substantially equal to that of the slurry catalyst, or a gas oil, an aromatic additive, etc. These additives are described in the literature.

Les additifs préférés sont des oxydes minéraux tels que l'alumine, la silice, des oxydes mixtes Al/Si, des catalyseurs usagés supportés (par exemple, sur alumine et/ou silice) contenant au moins un élément du groupe VIII (tel Ni, Co) et/ou au moins un élément du groupe VIB (tel Mo, W). On citera par exemple les catalyseurs décrits dans la demande US- 2008/177124. Du coke, éventuellement prétraité, peut être également utilisé. Les tailles de particules sont de préférence inférieures à 1 mm, le plus souvent entre 0.001 à 100 µm et de préférence leur taille est sensiblement égale à celle du catalyseur en slurry . De nombreux procédés opérant en slurry sont connus, qui différent pour l'essentiel par leur catalyseur et leurs conditions opératoires. Les conditions opératoires s'établissent en général dans une gamme de 400-500°C (typiquement de 420 à moins de 480°C), des pressions de 7-30MPa , de préférence de 10-25 MPa,de préférence de 7-20 MPa, avec des vitesses spatiales de 0.2-2h"1 , un ratio H2/HC de 400-1000 Nm3/m3 et très préférablement entre 400-600 Nm3/m3 . Généralement, la conversion par passe du résidu sous vide 500°C+ est généralement entre 70 et 85 %pds ou plus. Les procédés connus sont EST de ENI opérant à des températures de l'ordre de 400-420°C, sous des pressions de 10-16 MPa avec un catalyseur particulier (molybdenite); (HC)3 de Headwaters opérant à des températures de l'ordre de 400-450°C, sous des pressions de 10-15 MPa avec du pentacarbonyl de Fe ou du 2-ethyl hexanoate de Mo, le catalyseur étant dispersé sous forme de particules colloïdales; HDH et HDHPLUS licencié par Intevep/PDVSA opérant à des températures de l'ordre de 420-480°C, sous des pressions de 7-20 MPa, utilisant un catalyseur métallique dispersé; CASH de Chevron utilisant un catalyseur sulfuré de Mo ou W préparé par voie aqueuse; SRC-Uniflex de UOP opérant à des températures de l'ordre de 430-480°C, sous des pressions de 10-15 MPa; VCC de Veba opérant à des températures de l'ordre de 400-480°C, sous de pressions de 15-30 MPa, utilisant un catalyseur à base de fer; Microcat de Exxonmobil; etc... Tous ces procédés slurry sont utilisables dans le procédé selon l'invention. The preferred additives are inorganic oxides such as alumina, silica, mixed Al / Si oxides, supported spent catalysts (for example, on alumina and / or silica) containing at least one group VIII element (such as Ni, Co) and / or at least one element of group VIB (such as Mo, W). For example, the catalysts described in the application US-2008/177124. Coke, optionally pretreated, may also be used. The particle sizes are preferably less than 1 mm, most often between 0.001 and 100 μm and preferably their size is substantially equal to that of the slurry catalyst. Many processes operating in slurry are known, which differ essentially in their catalyst and their operating conditions. The operating conditions are generally in a range of 400-500 ° C (typically 420 to less than 480 ° C), pressures of 7-30 MPa, preferably 10-25 MPa, preferably 7-20 MPa. MPa, with space velocities of 0.2-2h "1, an H2 / HC ratio of 400-1000 Nm3 / m3 and most preferably between 400-600 Nm3 / m3 Generally, the pass conversion of 500 ° C + vacuum residue is typically between 70 and 85 wt% or more The known processes are EST of ENI operating at temperatures of the order of 400-420 ° C, under pressures of 10-16 MPa with a particular catalyst (molybdenite); ) 3 of Headwaters operating at temperatures of the order of 400-450 ° C, under pressures of 10-15 MPa with Fe pentacarbonyl or 2-ethyl hexanoate Mo, the catalyst being dispersed in the form of colloidal particles HDH and HDHPLUS licensed by Intevep / PDVSA operating at temperatures in the range of 420-480 ° C, at pressures of 7-20 MPa, used a Chevron CASH dispersed metal catalyst using a water-prepared Mo or W sulfide catalyst; SRC-Uniflex UOP operating at temperatures of the order of 430-480 ° C, under pressures of 10-15 MPa; Veba VCC operating at temperatures of the order of 400-480 ° C, at pressures of 15-30 MPa, using an iron catalyst; Microcat of Exxonmobil; etc. All these slurry processes are usable in the process according to the invention.

De façon très préférée, l'étape (1) opère dans les conditions de température de 350-450°C, de pression de 7 à 20 MPa, de vitesse spatiale de 0.5-5h-' , avec un ratio H2/HC de 200-300 Nm3/m3 et l'étape (2) opère dans les conditions de température de 420-480°C, de pression de 7 à 20 MPa, de vitesse spatiale de 0.2-2h'' , avec un ratio H2/HC de 400-600 Nm3/m3 . L'effluent issu de l'étape (2) d'hydroconversion en slurry est ensuite soumis à une ou des séparations. L'effluent est envoyé dans une section de séparation visant à séparer les gaz (H2, H2S, NH3, H2O, hydrocarbures C1-05, ...), une fraction contenant les particules solides de catalyseur et une ou des fractions liquides dépourvues de solides et qui sont valorisables. D'une façon générale, la séparation est effectuée dans une section de séparation qui comprend d'abord un séparateur haute pression haute température (HPHT), et éventuellement un séparateur haute pression basse température, et/ou une distillation atmosphérique et/ou une distillation sous vide. Les gaz extraits subissent un traitement de purification pour récupérer l'hydrogène et le recycler vers le (les) réacteur(s) d'hydroconversion. Il en est de même pour les effluents gazeux issus des unités de traitement ultérieurs tel par exemple l'hydrocraquage (fig. 3). La boucle d'hydrogène de recyclage comporte de façon classique un traitement de purification de l'hydrogène. Les figures seront décrites ultérieurement; pour la clarté de l'exposé, on décrit ici une boucle hydrogène à partir de la fig.2; Un mode de traitement est décrit fig. 2 ainsi qu'une unité de compression. Sur la fig.2 un seul compresseur à n étages (ici 3) est utilisé pour alimenter en hydrogène d'appoint (make-up) et en hydrogène de recyclage à la fois le(s) réacteur(s) en lit bouillonnant et le(s) réacteur(s) en slurry. On aurait pu tout aussi bien prévoir deux compresseurs distincts, un pour l'hydrogène d'appoint et un pour l'hydrogène de recyclage. L'unité de traitement du gaz riche en hydrogène comporte classiquement un adsorbeur HP (haute pression) (25) et une unité avec membrane (26), l'hydrogène ainsi séparé est envoyé au compresseur (de préférence au ler ou au 3eme étage par les conduites (29 et 30), alors que le gaz résiduel peut être traité en PSA ("pressure swing adsorption") (27) pour séparer l'hydrogène résiduel, également envoyé en compression, les contaminants allant au fuel gas (28). La fraction séparée après l'étape (2) contenant les particules solides de catalyseur peut être en partie (préféré) ou en totalité recyclée dans l'étape (2) , mais de préférence, jamais vers l'étape (1). Elle peut être recyclée en partie ou en totalité directement ou après avoir subi divers traitements pour régénérer le catalyseur. Une partie peut être recyclée directement et une autre régénérée puis recyclée. Very preferably, step (1) operates under the temperature conditions of 350-450 ° C., with a pressure of 7 to 20 MPa, and a space velocity of 0.5-5 h -1, with an H2 / HC ratio of 200. -300 Nm3 / m3 and step (2) operates in the temperature conditions of 420-480 ° C, pressure of 7 to 20 MPa, space velocity of 0.2-2h ", with a H2 / HC ratio of 400-600 Nm3 / m3. The effluent from step (2) hydroconversion slurry is then subjected to one or more separations. The effluent is sent to a separation section for separating the gases (H2, H2S, NH3, H2O, C1-05 hydrocarbons, ...), a fraction containing the solid particles of catalyst and one or more liquid fractions without solid and valuable. In general, the separation is carried out in a separation section which first comprises a high temperature high pressure separator (HPHT), and optionally a low temperature high pressure separator, and / or atmospheric distillation and / or distillation. under vacuum. The extracted gases undergo a purification treatment to recover the hydrogen and recycle it to the hydroconversion reactor (s). It is the same for gaseous effluents from subsequent treatment units such as hydrocracking (Figure 3). The recycling hydrogen loop conventionally comprises a hydrogen purification treatment. The figures will be described later; for the sake of clarity, a hydrogen loop is described here from FIG. A mode of treatment is described fig. 2 as well as a compression unit. In FIG. 2, only one n-stage compressor (here 3) is used to supply make-up hydrogen and recycling hydrogen to both the bubbling bed reactor (s) and the booster reactor (s). (s) reactor (s) in slurry. There could have been two separate compressors, one for make-up hydrogen and one for recycling hydrogen. The hydrogen-rich gas treatment unit conventionally comprises an HP (high pressure) adsorber (25) and a membrane unit (26), the hydrogen thus separated is sent to the compressor (preferably to the 1st or 3rd stage by the pipes (29 and 30), while the residual gas can be treated with PSA ("pressure swing adsorption") (27) to separate the residual hydrogen, also sent in compression, the contaminants going to fuel gas (28). The fraction separated after step (2) containing the solid catalyst particles may be partly (preferred) or totally recycled in step (2), but preferably never to step (1). be partly or completely recycled directly or after having undergone various treatments to regenerate the catalyst, part of which can be recycled directly and another regenerated and recycled.

Lorsque l'activité catalytique résiduelle de ce catalyseur est suffisante, une partie de ladite fraction peut être recyclée directement à l'étape (2) d'hydroconversion en slurry. C'est notamment le cas lorsque la conversion du procédé est d'au moins 95 %pds, cette fraction ne contient que peu d'hydrocarbures valorisables, mais contient le catalyseur usé sous forme concentrée. C'est également le cas lorsque il est obtenu après les diverses séparations une fraction contenant les particules solides de catalyseur mais ne contenant que peu d'hydrocarbures valorisables. Généralement, au lieu de recycler directement au réacteur slurry la fraction séparée après l'étape (2) contenant les particules solides de catalyseur , elle subit séparation(s) et éventuels traitement(s) de régénération - par exemple combustion, lavage au solvant, gazéification ou toute autre technique de séparation (ces étapes pouvant être combinées). Ce(s) traitement(s) permettent de récupérer des particules contenant le catalyseur slurry (ou plus exactement un précurseur de catalyseur) qui sera recyclé vers la préparation du catalyseur (incluant donc la sulfuration). La fraction séparée après l'étape (2) contenant les particules solides de catalyseur est donc recyclée, en partie ou en totalité , vers la préparation du catalyseur de l'étape (2) après avoir subi séparation(s) et éventuels traitement(s) de régénération. De tels procédés de traitement sont bien connus de l'homme du métier. La fraction résiduelle carbonée, débarrassée des gaz et des particules solides est distillée de façon à obtenir des fractions LPG (C3, C4) et distillats (naphta, kérosène, gazole), les distillats sont soumis à des traitements ultérieurs (hydrocraquage, hydrotraitements... selon les coupes à traiter) pour être valorisés . Des modes de réalisation avantageux seront présentés ci-après. La séparation après l'étape (2) est effectuée généralement de la façon suivante. L'effluent est séparé (généralement dans un séparateur HPHT) en une fraction dite légère qui contient très majoritairement (au moins 90% vol.) les composés bouillant à au plus 200°C, ou au plus 300°C, ou au plus 450°C, et voire à au plus 540°C; ils correspondent aux composés présents dans les gaz, le naphta, le gazole léger, voire le gazole lourd. L'autre fraction est appelée fraction résiduelle. On indique que la coupe contient très majoritairement ces composés, car la séparation n'est pas faite selon un point de coupe précis, elle s'apparente plutôt à un flash. S'il fallait parler en termes de point de coupe, on pourrait dire qu'il se situe entre 200 et 300°C ou 200-450°C voire 200-540°C. When the residual catalytic activity of this catalyst is sufficient, a portion of said fraction can be recycled directly to the slurry hydroconversion step (2). This is particularly the case when the conversion of the process is at least 95% wt, this fraction contains only few recoverable hydrocarbons, but contains the spent catalyst in concentrated form. This is also the case when it is obtained after the various separations a fraction containing the solid particles of catalyst but containing only few recoverable hydrocarbons. Generally, instead of recycling directly to the slurry reactor the fraction separated after step (2) containing the solid particles of catalyst, it undergoes separation (s) and possible regeneration treatment (s) - for example combustion, solvent washing, gasification or any other separation technique (these steps can be combined). This (these) treatment (s) make it possible to recover particles containing the slurry catalyst (or more exactly a catalyst precursor) which will be recycled to the catalyst preparation (thus including the sulfurization). The fraction separated after step (2) containing the solid particles of catalyst is thus recycled, partly or wholly, to the preparation of the catalyst of step (2) after undergoing separation (s) and possible treatment (s). ) of regeneration. Such methods of treatment are well known to those skilled in the art. The residual carbon fraction, freed from gases and solid particles is distilled so as to obtain LPG fractions (C3, C4) and distillates (naphtha, kerosene, gas oil), the distillates are subjected to subsequent treatments (hydrocracking, hydrotreatment. depending on the cuts to be processed) to be valued. Advantageous embodiments will be presented hereinafter. The separation after step (2) is generally carried out as follows. The effluent is separated (generally in an HPHT separator) into a so-called light fraction which contains, for the most part (at least 90% vol.), The compounds boiling at at most 200 ° C., or at most 300 ° C., or at most 450 ° C. ° C, and even at most 540 ° C; they correspond to the compounds present in gases, naphtha, light diesel or even heavy diesel. The other fraction is called the residual fraction. It is indicated that the cut contains very predominantly these compounds, because the separation is not made according to a precise cutting point, it is more like a flash. If it were necessary to speak in terms of cutting point, one could say that it is between 200 and 300 ° C or 200-450 ° C even 200-540 ° C.

Ces modes de réalisation seront décrits ci-après. En particulier , on décrira un mode de réalisation dans lequel l'effluent issu de l'étape (2) est séparé sans décompression en une fraction dite légère contenant les composés bouillant à au plus 540 °C et en une fraction résiduelle qui est distillée sous vide pour obtenir un gazole sous vide, la fraction dite légère étant hydrotraitée et/ou hydrocraquée puis fractionnée .pour obtenir des LPG, du naphta, du kérosène, du diesel et du distillat sous vide. On décrira également un mode de réalisation dans lequel l'effluent issu de l'étape (2) est séparé sans décompression en une fraction dite légère contenant les composés bouillant à au plus 450°C, et en une fraction résiduelle ; de fraction dite légère sont séparés les gaz et une fraction liquide est obtenue ; ladite fraction résiduelle, éventuellement additionnée de ladite fraction liquide, est distillée, le gazole produit est soumis à un hydrotraitement et le gazole sous vide produit est hydrocraqué . La figure 1 est un schéma illustrant l'invention, sans inclure les traitements ultérieurs des fractions séparées. Les figures suivantes présentent des modes de réalisation avantageux desdits traitements : la fig. 2 montre la boucle de recyclage d'hydrogène, un seul système de compression et de façon générale, le schéma de séparation de l'effluent d'hydroconversion, les fig. 3 et 5 montrent différents modes de réalisation de traitements de l'effluent après séparation (fig.2), la fig. 4 montre le mode de réalisation de traitement de l'effluent d'hydroconversion dit intégré, c'est-à-dire sans décompression ni séparation entre l'étape d'hydroconversion et de traitement de l'effluent. Sur la fig. 1, la charge amenée par la conduite (1) au réacteur (3) d'hydroconversion en lit bouillonnant, est préalablement réchauffée dans le four (2). Le réacteur contient du catalyseur en lit bouillonnant, on distingue le séparateur interne (4) et la pompe de recyclage (5) du liquide séparé assurant le maintien du lit dans l'état "bouillonnant", dispositions qui relèvent de la technologie classique du lit bouillonnant. L'effluent qui en ressort par la conduite (5) est avantageusement envoyé dans le séparateur inter-étage (6) (on rappelle que cette séparation est optionnelle). Il est séparé une fraction légère par la conduite (7) et il est récupéré la fraction résiduelle par la conduite (8). Cette fraction légère contient très majoritairement (au moins 90%vol) les composés bouillant à au plus 300°C, voire à au plus 450°C; ils correspondent aux composés présents dans les gaz, le naphta , le gazole léger, voire le gazole lourd. On indique que la coupe contient très majoritairement ces composés, car la séparation n'est pas faite selon un point de coupe précis, elle s'apparente plutôt à un flash. S'il fallait parler en termes de point de coupe, on pourrait dire qu'il se situe entre 300 et 450°C. Cette fraction résiduelle (ou la totalité de l'effluent en l'absence de séparateur inter-étage) est envoyée dans le réacteur (9) d'hydroconversion en slurry qui contient un slurry de catalyseur (appelé aussi catalyseur dispersé) injecté par la conduite (10). Ce réacteur peut,de la même façon que le réacteur en lit bouillonnant, contenir une zone interne de séparation et une pompe de recyclage du liquide séparé assurant la mise en dispersion du catalyseur en slurry et sa circulation dans le réacteur dans les conditions qui relèvent des conditions classiques des lits entraînés en slurry. On n'a pas représenté sur la figure le procédé et les moyens pour la préparation du slurry de catalyseur, ces moyens étant largement décrits dans la littérature. These embodiments will be described below. In particular, an embodiment will be described in which the effluent from step (2) is separated without decompression into a so-called light fraction containing the compounds boiling at at most 540 ° C. and a residual fraction which is distilled under vacuum to obtain a gas oil under vacuum, the so-called light fraction being hydrotreated and / or hydrocracked then fractionated to obtain LPG, naphtha, kerosene, diesel and vacuum distillate. There will also be described an embodiment in which the effluent from step (2) is separated without decompression into a so-called light fraction containing the compounds boiling at at most 450 ° C, and a residual fraction; so-called light fraction are separated gases and a liquid fraction is obtained; said residual fraction, optionally added with said liquid fraction, is distilled, the product gas oil is subjected to a hydrotreatment and the product vacuum gas oil is hydrocracked. Figure 1 is a diagram illustrating the invention, without including subsequent treatments of the separated fractions. The following figures show advantageous embodiments of said treatments: FIG. 2 shows the hydrogen recycling loop, a single compression system and in general, the hydroconversion effluent separation scheme, FIGS. 3 and 5 show different embodiments of treatment of the effluent after separation (FIG. 2), FIG. 4 shows the embodiment of treatment of the integrated hydroconversion effluent, that is to say without decompression or separation between the hydroconversion step and effluent treatment. In fig. 1, the feed supplied by the pipe (1) to the ebullated bed hydroconversion reactor (3) is preheated in the oven (2). The reactor contains bubbling bed catalyst, the internal separator (4) and the recirculation pump (5) are distinguished from the separated liquid ensuring the maintenance of the bed in the "bubbling" state, which are part of the conventional bed technology. bubbly. The effluent that emerges from the pipe (5) is advantageously sent into the inter-stage separator (6) (remember that this separation is optional). A light fraction is separated by the line (7) and the residual fraction is recovered via line (8). This light fraction contains very predominantly (at least 90% vol) compounds boiling at not more than 300 ° C, or even at most 450 ° C; they correspond to the compounds present in gases, naphtha, light diesel or even heavy diesel. It is indicated that the cut contains very predominantly these compounds, because the separation is not made according to a precise cutting point, it is more like a flash. If we had to speak in terms of cutting point, we could say that it is between 300 and 450 ° C. This residual fraction (or all the effluent in the absence of inter-stage separator) is sent to the slurry hydroconversion reactor (9) which contains a slurry of catalyst (also called dispersed catalyst) injected by the pipe. (10). This reactor can, in the same way as the bubbling bed reactor, contain an internal separation zone and a separate liquid recycling pump ensuring the dispersion of the slurry catalyst and its circulation in the reactor under the conditions which fall within the scope of the invention. classic conditions of beds trained in slurry. The method and the means for the preparation of the catalyst slurry are not shown in the figure, these means being widely described in the literature.

La fig. 1 montre une disposition avantageuse (l0a), mais non obligatoire, dans laquelle un ou des additifs (tels que précédemment décrits) sont ajoutés à la charge en même temps que le catalyseur en slurry. L'effluent issu du réacteur (9) soutiré par la conduite (11) est soumis à une séparation, ici dans un séparateur (12) HPHT (haute pression, haute température), pour séparer une fraction légère par la conduite (13) et il est récupéré par la conduite (14) la fraction résiduelle. Cette fraction légère contient très majoritairement les composés bouillant à au plus 200°C , voire à au plus 300°C ou 450°C; ils correspondent aux composés présents dans les gaz, le naphta, le gazole léger, voire le gazole lourd. On indique que la coupe contient très majoritairement ces composés, car la séparation n'est pas faite selon un point de coupe précis, elle s'apparente plutôt à un flash. S'il fallait parler en termes de point de coupe, on pourrait dire qu'il se situe entre 200 et 300°C voire entre 200 et 450°C. L'apport en hydrogène sur les réacteurs, par les conduites (15) et (16) respectivement provient de l'hydrogène d'appoint et de l'hydrogène recyclé. L'hydrogène peut être en totalité (conduite 18) ou en partie (conduites 18 et 19 d'une part et conduites 18 et 20 d'autre part) réchauffé dans le four (17). D'une façon générale, la gestion des niveaux thermiques différents requis par le lit bouillonnant et le lit en slurry est assurée par le réglage final des températures de(s) réacteur(s) en lit bouillonnant et de(s) réacteur(s) en slurry qui est effectué d'une part par le four de préchauffe (17) du gaz de recyclage et d'hydrogène d'appoint et d'autre part par l'éventuel by-pass autour de ce four. Cette disposition n'est pas reprise sur les autres figures, pour ne pas alourdir les 5 schémas, mais elle est d'application générale et peut donc être combinée, notamment aux différents modes de réalisation décrits. La fig. 2 illustre, de façon générale, l'utilisation d'un compresseur à n étages (ici 3) pour l'hydrogène d'appoint (31) et l'hydrogène de recyclage (29 et 30). On ne détaillera pas le traitement gaz décrit auparavant. L'hydrogène comprimé est ensuite avantageusement 10 réchauffé (by-pass possible) et envoyé dans le(s) réacteur(s) en lit bouillonnant (3) et éventuellement préchauffé (17) avant d'être envoyé dans le(s) réacteur(s) en slurry (9). On a repris les numéros de référence des principaux éléments de la fig. 1. Dans ce mode de réalisation (qui reprend la fig.1), la phase séparée dans la conduite (13) est un phase gazeuse contenant l'hydrogène, les gaz issus de l'hydroconversion (NH3, 15 H2S, H2O, CO, CO2, ...) et des hydrocarbures légers (Cl-C4). La phase gazeuse est ici refroidie dans le refroidisseur (32) avant d'être envoyée au séparateur (33) HPLT (haute pression, basse température) pour séparer un gaz riche en hydrogène (34) envoyé au traitement des gaz (précédemment décrit), éventuellement de l'eau (39) et une fraction liquide (35). 20 Sur la figure, on note qu'à la phase gazeuse (13) est ajoutée la phase gazeuse (7) provenant du séparateur inter-étage. Cette disposition n'est pas obligatoire et le séparateur pourrait ne pas être présent. La fraction liquide résiduelle (14) issue du séparateur (12) HPHT (haute pression, haute température) est envoyée dans la suite de la section de séparation. Celle-ci comporte 25 selon la fig. 2, un séparateur moyenne ou basse pression, haute température (36) qui sépare une phase gazeuse (37), envoyée à l'unité de traitement de gaz déjà décrite. Ici, on montre que cette phase peut être préalablement refroidie, séparée à basse température (37a) pour améliorer sa purification. La fraction liquide (généralement, une fraction contenant majoritairement les composés bouillant à au moins 150°C) (conduite 37b) 30 est traitée avec la fraction (35), cette disposition étant préférée. La phase gazeuse (conduite 37c) est envoyée à l'unité de traitement de gaz déjà décrite. Fig. 1 shows an advantageous (10a), but not mandatory, arrangement in which one or more additives (as previously described) are added to the filler along with the slurry catalyst. The effluent from the reactor (9) withdrawn from the pipe (11) is subjected to separation, here in a separator (12) HPHT (high pressure, high temperature), to separate a light fraction by the pipe (13) and it is recovered by the pipe (14) the residual fraction. This light fraction contains, for the most part, the compounds boiling at at most 200 ° C., or even at most 300 ° C. or 450 ° C. they correspond to the compounds present in gases, naphtha, light diesel or even heavy diesel. It is indicated that the cut contains very predominantly these compounds, because the separation is not made according to a precise cutting point, it is more like a flash. If we had to speak in terms of cutting point, we could say that it is between 200 and 300 ° C or between 200 and 450 ° C. Hydrogen input to the reactors via lines (15) and (16), respectively, comes from make-up hydrogen and recycled hydrogen. The hydrogen may be wholly (duct 18) or partly (ducts 18 and 19 on the one hand and ducts 18 and 20 on the other hand) heated in the oven (17). In general, the management of the different thermal levels required by the bubbling bed and the slurry bed is ensured by the final adjustment of the temperatures of the bubbling bed reactor (s) and reactor (s). in slurry which is performed on the one hand by the preheating furnace (17) of the recycle gas and make-up hydrogen and on the other hand by the possible bypass around this furnace. This arrangement is not repeated in the other figures, so as not to weigh down the diagrams, but it is of general application and can therefore be combined, in particular with the various embodiments described. Fig. 2 illustrates, in general, the use of an n-stage compressor (here 3) for the makeup hydrogen (31) and the recycling hydrogen (29 and 30). We will not detail the gas treatment described previously. The compressed hydrogen is then advantageously heated (bypass possible) and sent to the bubbling bed reactor (s) (3) and optionally preheated (17) before being sent to the reactor (s) ( s) in slurry (9). The reference numbers of the main elements of FIG. 1. In this embodiment (which reproduces fig.1), the separated phase in the pipe (13) is a gaseous phase containing hydrogen, the gases resulting from hydroconversion (NH3, H2S, H2O, CO , CO2, ...) and light hydrocarbons (Cl-C4). The gas phase is here cooled in the cooler (32) before being sent to the separator (33) HPLT (high pressure, low temperature) to separate a hydrogen-rich gas (34) sent to the gas treatment (previously described), optionally water (39) and a liquid fraction (35). In the figure, it is noted that in the gas phase (13) is added the gas phase (7) from the inter-stage separator. This provision is not mandatory and the separator may not be present. The residual liquid fraction (14) from the separator (12) HPHT (high pressure, high temperature) is sent in the continuation of the separation section. This comprises 25 according to FIG. 2, a medium or low pressure separator, high temperature (36) which separates a gaseous phase (37), sent to the gas treatment unit already described. Here, it is shown that this phase can be previously cooled, separated at low temperature (37a) to improve its purification. The liquid fraction (generally a fraction containing predominantly compounds boiling at at least 150 ° C) (line 37b) is treated with fraction (35), this being preferred. The gas phase (line 37c) is sent to the gas treatment unit already described.

A l'issue du séparateur (36), une phase liquide résiduelle (38) est obtenue qui est fractionnée (distillation ou flash atmosphérique et distillation ou flash sous vide), avec la fraction (35) pour obtenir les fractions LPG (C3, C4), naphta, gazole, VGO (distillat sous vide) et VR (résidu sous vide). Ce(s) fraction(s) naphta, gazole et VGO sont soumises à un traitement pour les amener aux spécifications requises (teneur en soufre, octane, cétane, etc.) C'est ce qu'illustre la fig. 3 dans laquelle la section de séparation de la fraction résiduelle (14) comprend une distillation atmosphérique (40) et une distillation sous vide (41). Le gazole produit (conduite 42) est hydrotraité (43) pour être amené aux spécifications (teneur en soufre, cétane, teneur en aromatiques, etc.). At the end of the separator (36), a residual liquid phase (38) is obtained which is fractionated (distillation or atmospheric flash and distillation or flash under vacuum), with the fraction (35) to obtain the LPG fractions (C3, C4 ), naphtha, gas oil, VGO (vacuum distillate) and VR (vacuum residue). This fraction (s) naphtha, diesel and VGO are subjected to a treatment to bring them to the required specifications (content of sulfur, octane, cetane, etc.) This is illustrated in FIG. 3 wherein the separation section of the residual fraction (14) comprises atmospheric distillation (40) and vacuum distillation (41). The product gas oil (line 42) is hydrotreated (43) to specification (sulfur content, cetane content, aromatics content, etc.).

Ici, on envisage de préférence un traitement par le procédé appelé Prime-D qui est largement connu : « Upgrade hydrocracking resid through integrated hydrotreating, S. Putek, D. Januszewski, E. Cavallo, Hydrocarbon Processing , septembre 2008. Il utilise un catalyseur connu de l'homme de l'art constitué d'une association d'au moins un élément du groupe VIII (Co et/ou Ni) et d'au moins un élément du groupe VI B (Mo et/ou W) déposés sur un support alumine dont la répartition poreuse est adaptée au traitement du gazole. Les catalyseurs CoMo/alumine et NiMo/alumine sont les plus courants. Ce catalyseur peut également contenir du phosphore. Le procédé de traitement est opéré par exemple aux conditions suivantes: à des températures de 300 à 420°C, des pressions de 2 à 15 MPa, une vitesse spatiale de 0.2 à 2 h' et un ratio H2/HC compris entre 100 à 1000 Nm3/m3 de charge. Après fractionnement (unité 44), le gazole est récupéré ainsi que les fractions plus légères qui auraient pu être produites, dont un gaz riche en hydrogène, qui après un éventuel traitement (45) est envoyé au compresseur (le 3ieme étage est ici adéquat) (conduite 46). Here, a treatment by the so-called Prime-D process, which is widely known, is preferably contemplated: "Upgrade hydrocracking residues through integrated hydrotreating, S. Putek, D. Januszewski, E. Cavallo, Hydrocarbon Processing, September 2008. It uses a catalyst known to those skilled in the art consisting of an association of at least one element of group VIII (Co and / or Ni) and at least one element of group VI B (Mo and / or W) deposited on an alumina support whose porous distribution is adapted to the treatment of diesel fuel. CoMo / alumina and NiMo / alumina catalysts are the most common. This catalyst may also contain phosphorus. The treatment process is carried out for example under the following conditions: at temperatures of 300 to 420 ° C., pressures of 2 to 15 MPa, a space velocity of 0.2 to 2 hours and an H2 / HC ratio of between 100 to 1000. Nm3 / m3 of load. After fractionation (unit 44), the gas oil is recovered as well as the lighter fractions that could have been produced, including a gas rich in hydrogen, which after a possible treatment (45) is sent to the compressor (the 3rd stage is here adequate) (conduct 46).

Le VGO (gazole sous vide-conduite 47) est hydrocraqué (48) puis fractionné (49). L'hydrocraquage est un procédé largement décrit dans la littérature, qui peut opérer en une ou plusieurs étapes. Les catalyseurs conventionnels d'hydrocraquage sont à base de supports amorphes faiblement acides, tels que les silice-alumines amorphes. Ces supports sont associés soit à un métal du groupe VIII soit à une association de sulfures des métaux des groupes VIB et VIII. D'autres catalyseurs conventionnels comportent de la zéolithe Y de type structural FAU, un support oxyde réfractaire amorphe (alumine le plus souvent) et au moins un élément hydro- déshydrogénant (généralement 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). Le procédé d'hydrocraquage comporte généralement un hydroraffinage pour réduire la 5 teneur en hétéroatomes avant l'hydrocraquage. Les catalyseurs d'hydroraffinage classiques contiennent au moins un support oxyde réfractaire amorphe (alumine le plus souvent) et au moins un élément hydro-déshydrogénant (généralement 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) 10 Dans l'hydroraffinage, la charge est mise en contact, en présence d'hydrogène, avec au moins un catalyseur tel que décrit précédemment, par exemple aux conditions suivantes: à une température comprise entre 330 et 450°C, de préférence 360-420°C, sous une pression comprise en 5 et 25 MPa, de préférence inférieure à 20 MPa, la vitesse spatiale étant comprise entre 0,1 et 6 h-1, de préférence entre 0,2 et 3 h-1, et la quantité d'hydrogène introduite est 15 telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures (ratio H2/HC) soit compris entre 100 et 2000 Nm3/m3 de charge. Les conditions opératoires utilisées dans l'hydrocraquage sont : une température supérieure à 200°C, souvent comprise entre 250-480°C, avantageusement comprise entre 320 et 450°C, de préférence entre 330 et 425°C, sous une pression supérieure à 0,1 MPa, souvent comprise entre 5 et 25 MPa, de préférence inférieure à 20 20 MPa et encore plus avantageusement supérieure à 9 MPa ou mieux à 10 MPa, la vitesse spatiale étant comprise entre 0,1 et 20 h"1 et de préférence entre 0,1-6 h-1, préférentiellement entre 0,2-3 h"', et la quantité d'hydrogène introduite est telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures soit compris entre 80 et 5000 Nm3/m3 et le plus souvent entre 100 et 2000 Nm3/m3. 25 Sur la conduite (13) soutirant la phase gazeuse, on reconnaîtra le séparateur HPLT (haute pression, basse température) (33) qui sépare un gaz riche en hydrogène (50) qui, après traitement (51), est envoyé (conduites 52, 53) à l'étage adéquat du compresseur. De façon avantageuse, un seul compresseur est utilisé et l'hydrogène pour le traitement (43) du gazole (hydrotraitement classique, Prime-D, ...) sera fourni par un étage intermédiaire 30 (ici le 2iême), alors que le procédé selon l'invention (lit bouillonnant suivi de slurry) sera alimenté par le Bieme étage du compresseur. The VGO (vacuum-driven diesel fuel 47) is hydrocracked (48) and then fractionated (49). Hydrocracking is a method widely described in the literature, which can operate in one or more steps. Conventional hydrocracking catalysts are based on weakly acidic amorphous supports, such as amorphous silica-aluminas. These supports are associated with either a Group VIII metal or a combination of group VIB and VIII metal sulfides. Other conventional catalysts comprise zeolite Y of structural type FAU, an amorphous refractory oxide support (alumina most often) and at least one hydro-dehydrogenating element (generally at least one element of groups VIB and VIII non-noble, and the more often at least one element of group VIB and at least one element of non-noble group VIII). The hydrocracking process generally involves hydrorefining to reduce the heteroatom content prior to hydrocracking. Conventional hydrorefining catalysts contain at least one amorphous refractory oxide support (alumina most often) and at least one hydro-dehydrogenating element (generally at least one element of groups VIB and VIII non-noble, and most often at least one element Group VIB and at least one non-noble group VIII element) In hydrorefining, the feedstock is contacted in the presence of hydrogen with at least one catalyst as described above, for example under the following conditions: a temperature between 330 and 450 ° C, preferably 360-420 ° C, at a pressure of 5 and 25 MPa, preferably less than 20 MPa, the space velocity being between 0.1 and 6 h -1, preferably between 0.2 and 3 h -1, and the amount of hydrogen introduced is such that the volume ratio hydrogen on hydrocarbons (H2 / HC ratio) is between 100 and 2000 Nm3 / m3 load. The operating conditions used in the hydrocracking are: a temperature greater than 200 ° C., often between 250 ° -480 ° C., advantageously between 320 ° C. and 450 ° C., preferably between 330 ° C. and 425 ° C., under a pressure greater than 0.1 MPa, often between 5 and 25 MPa, preferably less than 20 MPa and even more preferably greater than 9 MPa or better 10 MPa, the space velocity being between 0.1 and 20 h -1 and preferably between 0.1-6 h-1, preferably between 0.2-3 h "', and the amount of hydrogen introduced is such that the volume ratio hydrogen on hydrocarbons is between 80 and 5000 Nm3 / m3 and the most often between 100 and 2000 Nm3 / m3. On the gas phase duct (13), the HPLT separator (high pressure, low temperature) (33) which separates a hydrogen-rich gas (50) which after treatment (51) is sent (lines 52) is recognized. , 53) at the appropriate stage of the compressor. Advantageously, a single compressor is used and hydrogen for the treatment (43) of diesel (conventional hydrotreatment, Prime-D, ...) will be provided by an intermediate stage 30 (here the second), while the process according to the invention (bubbling bed followed by slurry) will be fed by the second stage of the compressor.

L'utilisation de ce compresseur unique à n étages avec recyclage d'hydrogène et une combinaison astucieuse des unités permet une gestion optimisée de l'hydrogène pour assurer le bon taux de couverture (H2/HC) au niveau du (des) réacteur(s) en lit bouillonnant et du (des) réacteur(s) en slurry. The use of this unique n-stage compressor with hydrogen recycling and a clever combination of units allows optimized hydrogen management to ensure the correct coverage rate (H2 / HC) at the reactor (s). ) in a bubbling bed and slurry reactor (s).

On peut tout aussi bien envoyer les fractions gazole et VGO à l'hydrocraquage avec un schéma comparable mais sans procédé de type Prime-D. En ce qui concerne le naphta, il peut être hydrotraité dans une unité dédiée, ou encore être envoyé à l'unité de type Prime-D ou à l'unité d'hydrocraquage où il est amené aux caractéristiques d'une charge acceptable au reformage catalytique. It is also possible to send the diesel and VGO fractions to hydrocracking with a comparable scheme but without a Prime-D type process. As far as the naphtha is concerned, it can be hydrotreated in a dedicated unit, or it can be sent to the Prime-D type unit or to the hydrocracking unit where it is brought to the characteristics of a load acceptable for reforming. catalytic.

La fig. 4 montre un mode de réalisation intégré, c'est-à-dire sans décompression entre les réacteurs d'hydroconversion et le traitement de l'effluent. Par la conduite (11) arrive l'effluent provenant de l'étape (2) d'hydroconversion en slurry, il passe dans le séparateur HPHT (haute pression, haute température) (55) pour séparer une fraction hydrocarbonée (conduite 56) contenant très majoritairement (au moins 90%) des composés à point d'ébullition d'au plus 540°C, voire d'au plus 450°C ou 440°C. La fraction résiduelle (conduite 57) contient très majoritairement (au moins 90%) des composés à point d'ébullition inférieur à 440°C, voire à 500 °C ou à 540°C. De la même façon que précédemment, la séparation n'est pas nette; s'il fallait donner un point de coupe, ce serait entre 440 et 540°C, de préférence entre 450 et 540°C. Fig. 4 shows an integrated embodiment, that is to say without decompression between the hydroconversion reactors and the treatment of the effluent. Through the line (11) arrives the effluent from the slurry hydroconversion stage (2), it passes into the HPHT separator (high pressure, high temperature) (55) to separate a hydrocarbon fraction (line 56) containing very predominantly (at least 90%) of compounds with a boiling point of not more than 540 ° C, or even not more than 450 ° C or 440 ° C. The residual fraction (line 57) contains, for the most part (at least 90%), compounds with a boiling point of less than 440 ° C, or even 500 ° C or 540 ° C. In the same way as before, the separation is not clear; if it were necessary to give a cutting point, it would be between 440 and 540 ° C, preferably between 450 and 540 ° C.

Cette fraction résiduelle est distillée sous vide (58) pour récupérer le VGO (gazole sous vide) valorisable (conduite 59) et un résidu sous vide (conduite 60) sur lequel on récupérera le catalyseur en slurry selon des procédés déjà évoqués. La fraction plus légère (56) est uniquement hydrotraitée (par exemple avant envoi au FCC, unité de craquage catalytique en lit fluidisé) ou hydrotraitée et hydrocraquée (hydrotraitement 61 suivi d'hydrocraquage 62) en présence d'hydrogène (68) et l'effluent est fractionné (63) pour obtenir une coupe LPG (C3-C4), du naphta (64), du kérosène (65), du diesel (66) et du VGO (67). Dans le cas d'un hydrocraquage avec recyclage de VGO, la conversion de la charge en distillats légers et moyens (LPG, naphta, kérosène, diesel) est alors totale. This residual fraction is distilled under vacuum (58) in order to recover the recoverable VGO (gas oil under vacuum) (line 59) and a residue under vacuum (line 60) on which the slurry catalyst will be recovered according to methods already mentioned. The lighter fraction (56) is only hydrotreated (for example before shipment to the FCC, fluidized catalytic cracking unit) or hydrotreated and hydrocracked (hydrotreatment 61 followed by hydrocracking 62) in the presence of hydrogen (68) and Effluent is fractionated (63) to obtain an LPG (C3-C4) cut, naphtha (64), kerosene (65), diesel (66) and VGO (67). In the case of hydrocracking with VGO recycling, the conversion of the feed into light and medium distillates (LPG, naphtha, kerosene, diesel) is then total.

Une coupe externe provenant généralement d'un autre procédé existant dans la raffinerie ou éventuellement hors de la raffinerie (conduite 69) peut être amenée avant l'hydrotraitement; avantageusement la coupe externe est par exemple le VGO issu du fractionnement du pétrole brut (VGO straight-run), le VGO issu d'une conversion, un LCO (light cycle oil) ou un HCO (heavy cycle oil) de FCC. Très avantageusement, il est envoyé à l'hydrotraitement ou à l'hydrocraquage avec tout ou partie du VGO généré par la distillation de la fraction résiduelle (conduite 59a). An external cut generally coming from another process existing in the refinery or possibly outside the refinery (line 69) can be brought before the hydrotreatment; advantageously the external cut is for example the VGO from fractionation of crude oil (VGO straight-run), the VGO resulting from a conversion, a LCO (light cycle oil) or a HCO (heavy cycle oil) FCC. Very advantageously, it is sent to hydrotreatment or hydrocracking with all or part of the VGO generated by the distillation of the residual fraction (line 59a).

L'avantage de ce procédé est son intégration au niveau des pressions et de la thermique, d'où un procédé consommant globalement moins d'énergie et émettant moins de CO2 (par rapport à chacune des technologies prise séparément). Un autre avantage est l'obtention de produits (kérosène, diesel, VGO pouvant servir de bases huiles par exemple) directement aux spécifications (soufre, cétane ...) par l'ajustement des conditions opératoires (dans les formes de conditions connues) selon la fraction séparée (56). Le naphta peut servir de charge de vaporéformage ou de base pour carburant après un traitement adéquat, comme par exemple le reformage catalytique. La fig. 5 présente un positionnement possible du procédé selon l'invention dans la raffinerie, au niveau de la colonne (70) de distillation sous vide du résidu atmosphérique (71) provenant de la distillation atmosphérique de pétrole brut. Il est principalement séparé un VGO (72) et un résidu sous vide VR (73). De façon classique, le VGO est traité par hydrocraquage (74) suivi de séparation (75) pour produire notamment du naphta (76), du kérosène et du diesel (77). Selon l'invention le résidu sous vide (73) est traité dans la zone réactionnelle du procédé de l'invention (78) puis après séparation et fractionnement (79), du naphta, kérosène, gazole, VGO sont notamment obtenus. Une ou plusieurs de ces fractions, de préférence le VGO, peuvent ensuite être envoyée à l'unité d'hydrocraquage (74) par la conduite (85). La boucle d'hydrogène est complètement optimisée, l'hydrogène d'appoint (80) est comprimé dans le compresseur à 3 étages (91), ainsi que l'hydrogène de recyclage (conduites 81 et 82). L'hydrogène comprimé alimente l'hydrocraquage (conduite 83) et les hydroconversions selon l'invention (conduite 84). De préférence, l'hydrogène séparé dans le procédé de l'invention alimente (après éventuel traitement) l'hydrocraquage (conduite 83). L'hydrogène séparé de l'hydrocraquage (conduite 86) est comprimé (compresseur 87) avant d'être en partie recyclé sur l'hydrocraquage (conduite 88) et en partie traité (unité 89) pour éliminer les contaminants envoyés au fuel gas (90) et pour être recyclé vers l'unité générale de compression (91) à n étages (ici 3).The advantage of this process is its integration at the pressure and thermal levels, hence a process that consumes less energy overall and emits less CO2 (compared to each of the technologies separately). Another advantage is the obtaining of products (kerosene, diesel, VGO which can serve as oil bases for example) directly to the specifications (sulfur, cetane ...) by the adjustment of the operating conditions (in the forms of known conditions) according to the separated fraction (56). The naphtha can be used as a steam reforming feedstock or a fuel base after adequate treatment, such as catalytic reforming. Fig. 5 shows a possible positioning of the process according to the invention in the refinery, at the column (70) of vacuum distillation of the atmospheric residue (71) from the atmospheric distillation of crude oil. It is mainly separated a VGO (72) and a vacuum residue VR (73). Conventionally, the VGO is hydrocracked (74) followed by separation (75) to produce naphtha (76), kerosene and diesel (77). According to the invention the vacuum residue (73) is treated in the reaction zone of the process of the invention (78) and after separation and fractionation (79), naphtha, kerosene, gas oil, VGO are obtained in particular. One or more of these moieties, preferably VGO, can then be sent to the hydrocracking unit (74) through line (85). The hydrogen loop is completely optimized, the makeup hydrogen (80) is compressed in the 3-stage compressor (91), as well as the recycle hydrogen (lines 81 and 82). Compressed hydrogen feeds hydrocracking (line 83) and hydroconversions according to the invention (line 84). Preferably, the hydrogen separated in the process of the invention feeds (after optional treatment) hydrocracking (line 83). Hydrogen separated from hydrocracking (line 86) is compressed (compressor 87) before being partially recycled on hydrocracking (line 88) and partly treated (unit 89) to remove contaminants sent to fuel gas ( 90) and to be recycled to the general compression unit (91) with n stages (here 3).

10 L'exemple ci-dessous illustre l'invention et son intérêt. EXEMPLE : Cas d'application à un résidu sous-vide de type Athabasca Cet exemple compare les performances sur la même charge du procédé lit bouillonnant classique (à 2 réacteurs), du procédé en slurry classique (à 2 réacteurs), et du nouveau procédé intégrant un réacteur à lit bouillonnant et un réacteur en slurry. La charge considérée dans cet exemple est un résidu sous vide issu d'un pétrole lourd Athabasca au Canada. Les propriétés du résidu sous vide sont les suivantes : Densité à 15°C 1.063 Azote, %pds 0.6 Soufre, %pds 5.62 Carbone Conradson, %pds 23.1 Asphaltenes C7, %pds 16.7 Nickel, ppm poids 125 Vanadium, ppm poids 360 500°C- / 550°C- 5%pds/10%pds Viscosité à 150°C (cSt) 680 Le tableau suivant récapitule les conditions opératoires et les performances pour les 3 cas : Procédé à 2 Procédé à 2 Procédé à lit réacteurs en lit réacteurs en bouillonnant et bouillonnant slurry slurry Capacité, Mt/an 2 000 000 2 000 000 2 000 000 ter réacteur température 425 445 435 moyenne, °C 2eme réacteur température 435 455 460 moyenne, °C 1 er réacteur pression 13.0 13.0 13.0 partielle d'hydrogène sortie réacteur, MPa Conversion du résidu 75 90 95 sous vide 500°C+, %pds HDS, % 80 70 79 Le nouveau procédé selon l'invention permet donc d'obtenir la conversion la plus élevée par rapport aux procédés à lit bouillonnant ou slurry pris séparément. De plus, le niveau d'HDS, et plus généralement les niveaux des performances en hydrotraitement comme l'HDN (hydrodésazotation), HDCCR (réduction du carbone conradson), HDM (hydrodémétallation), HDCa (hydrogénation du carbone aromatique), reste à un niveau très élevé, comparable au procédé à lit bouillonnant, qui s'avère être le procédé le plus efficace à ce niveau. The example below illustrates the invention and its interest. EXAMPLE: Case of Application to an Athabasca-type Vacuum Residue This example compares the performances on the same charge of the conventional bubbling bed process (with 2 reactors), the conventional slurry process (with 2 reactors), and the new process. incorporating a bubbling bed reactor and a slurry reactor. The load considered in this example is a vacuum residue from Athabasca heavy oil in Canada. The properties of the vacuum residue are as follows: Density at 15 ° C 1.063 Nitrogen,% wt 0.6 Sulfur, wt% 5.62 Conradson carbon,% wt 23.1 Asphaltenes C7, wt% 16.7 Nickel, ppm wt 125 Vanadium, ppm wt 360 360 ° C- / 550 ° C- 5% w / 10% wt Viscosity at 150 ° C (cSt) 680 The following table summarizes the operating conditions and performance for the 3 cases: 2-step process 2-process bed reactor reactors bubbling and bubbling slurry slurry Capacity, Mt / year 2,000,000 2,000,000 2,000,000 ter reactor temperature 425,445 435 average, ° C 2nd reactor temperature 435,455,460 average, ° C 1st reactor pressure 13.0 13.0 13.0 partial d Hydrogen reactor outlet, MPa Conversion of the residue 75 90 95 under vacuum 500 ° C +,% by weight HDS,% 80 70 79 The new process according to the invention thus makes it possible to obtain the highest conversion compared to bubbling bed processes. or slurry taken separately. In addition, the level of HDS, and more generally the hydrotreatment performance levels such as HDN (hydrodenitrogenation), HDCCR (conradson carbon reduction), HDM (hydrodemetallation), HDCa (hydrogenation of aromatic carbon), remain at a very high level, comparable to the bubbling bed process, which proves to be the most efficient method at this level.

Claims (12)

REVENDICATIONS1. Procédé d'hydroconversion de charge lourde carbonée comportant une étape (1) d'hydroconversion de la charge dans au moins un réacteur contenant un catalyseur en lit bouillonnant puis, une étape (2) d'hydroconversion d'une partie au moins de l'effluent obtenu dans au moins un réacteur contenant un catalyseur en slurry et éventuellement un additif solide, l'effluent issu de l'étape (2) est ensuite soumis à une ou des séparations. REVENDICATIONS1. A process for hydroconversion of a heavy carbonaceous feedstock comprising a step (1) of hydroconversion of the feedstock in at least one reactor containing a bubbling bed catalyst and then a step (2) of hydroconversion of at least a portion of the effluent obtained in at least one reactor containing a slurry catalyst and optionally a solid additive, the effluent from step (2) is then subjected to one or more separations. 2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'effluent obtenu à l'issue de l'étape (1) d'hydroconversion avec un catalyseur en lit bouillonnant est soumis à une séparation qui sépare une fraction légère contenant au moins 90% vol de composés bouillant à au plus 300°C, voire à au plus 450°C, et l'effluent résiduel est traité dans l'étape (2) d'hydroconversion avec un catalyseur en slurry. 2. Method according to claim 1 wherein the effluent obtained at the end of step (1) of hydroconversion with a bubbling bed catalyst is subjected to a separation which separates a light fraction containing at least 90% vol of compounds boiling at at most 300 ° C, or even at most 450 ° C, and the residual effluent is treated in step (2) of hydroconversion with a slurry catalyst. 3. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'effluent obtenu à l'issue de l'étape (1) d'hydroconversion avec un catalyseur en lit bouillonnant est directement traité dans l'étape (2) d'hydroconversion avec un catalyseur en slurry. 3. Process according to claim 1, in which the effluent obtained at the end of the hydroconversion stage (1) with a bubbling bed catalyst is directly treated in the hydroconversion stage (2) with a catalyst. slurry. 4. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel la charge lourde carbonée est une charge hydrocarbonée contenant au moins 50%pds de produit distillant au-dessus de 350°C et au moins 25%pds distillant au-dessus de 550°C, et contient au moins 50 ppm pds de métaux, au moins 0,5 %pds de soufre et au moins 1 %pds d'asphaltènes (asphaltènes C7). 4. Method according to one of the preceding claims wherein the carbonaceous heavy load is a hydrocarbon feed containing at least 50% by weight of product distilling above 350 ° C and at least 25% by weight distilling above 550 ° C and contains at least 50 ppm by weight of metals, at least 0.5% by weight of sulfur and at least 1% by weight of asphaltenes (C7 asphaltenes). 5. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel la charge lourde carbonée est une charge non pétrolière contenant moins de 50 %pds de produit distillant au dessus de 350°C , moins de 10 %pds d'asphaltènes (heptane), de 0,5 à 50 %pds de teneur en oxygène, de 0,2 à 2 %pds de teneur en azote et de 1 à 500 ppm pds d'alcalins Na et/ou Ca et/ou K .30 5. Method according to one of the preceding claims wherein the carbonaceous heavy load is a non-petroleum feedstock containing less than 50% by weight of product distilling above 350 ° C, less than 10% by weight of asphaltenes (heptane), 0.5 to 50 wt% oxygen content, 0.2 to 2 wt% nitrogen content and 1 to 500 wt% Na and / or Ca and / or K alkalines. 6. Procédé selon la revendication 3 dans lequel la charge lourde est choisie parmi des résidus pétroliers, des pétroles bruts, des pétroles bruts étêtés, des huiles désasphaltées, des asphaltes de désasphaltage, de dérivés de procédés de conversion du pétrole , des sables bitumeux ou leurs dérivés, des schistes bitumeux ou leurs dérivés, des dérivés de la conversion thermique, avec ou sans catalyseur et avec ou sans hydrogène, du charbon, de la biomasse ou des déchets industriels. 6. Process according to claim 3, in which the heavy load is chosen from petroleum residues, crude oils, crude head oils, deasphalted oils, deasphalting asphalts, derivatives of petroleum conversion processes, tar sands or their derivatives, bituminous schists or their derivatives, derivatives of thermal conversion, with or without a catalyst and with or without hydrogen, coal, biomass or industrial waste. 7. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le catalyseur en slurry est un catalyseur sulfuré contenant au moins un élément choisi dans le groupe formé par Mo, 10 Fe, Ni, W, Co, V, Ru. 7. Process according to one of the preceding claims wherein the slurry catalyst is a sulphurized catalyst containing at least one element selected from the group consisting of Mo, Fe, Ni, W, Co, V, Ru. 8. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel l'additif est choisi dans le groupe formé par les oxydes minéraux , les catalyseurs usagés supportés contenant au moins un élément du groupe VIII et/ou au moins un élément du groupe VIB qui présentent 15 une la taille de particule entre 0.001 à 100 µm ,le coke présentant une la taille de particule entre 0.001 à 100 µm , un gasoil, un additif aromatique. 8. Method according to one of the preceding claims wherein the additive is selected from the group consisting of inorganic oxides, supported spent catalysts containing at least one element of group VIII and / or at least one element of group VIB which present A particle size of 0.001 to 100 μm, the coke having a particle size of 0.001 to 100 μm, a gas oil, an aromatic additive. 9. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel la fraction contenant les particules solides de catalyseur séparée après l'étape (2) est recyclée ,en partie ou en 20 totalité, directement à l'étape (2) d'hydroconversion en slurry. 9. The process as claimed in one of the preceding claims, in which the fraction containing the solid particles of catalyst separated after step (2) is recycled, partly or wholly, directly to the hydroconversion stage (2). slurry. 10. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel la fraction contenant les particules solides de catalyseur séparée après l'étape (2) est recyclée, en partie ou en totalité, vers la préparation du catalyseur de l'étape (2) d'hydroconversion en slurry après avoir 25 subi séparation(s) et éventuels traitement(s) de régénération tels que combustion, lavage au solvant, gazéification ou toute autre technique de séparation. Process according to one of the preceding claims, in which the fraction containing the solid particles of catalyst separated after step (2) is recycled, partly or wholly, to the preparation of the catalyst of step (2). hydroconversion into slurry after having undergone separation (s) and possible regeneration treatment (s) such as combustion, solvent washing, gasification or any other separation technique. 11. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel l'effluent issu de l'étape (2) est séparé sans décompression en une fraction dite légère contenant les composés bouillant 30 à au plus 540 °C et en une fraction résiduelle qui est distillée sous vide pour obtenir un gazolesous vide, la fraction dite légère étant hydrotraitée et/ou hydrocraquée puis fractionnée .pour obtenir des LPG, du naphta, du kérosène, du diesel et du distillat sous vide. 11. Method according to one of the preceding claims wherein the effluent from step (2) is separated without decompression into a so-called light fraction containing compounds boiling at at most 540 ° C and a residual fraction which is vacuum distilled to obtain an empty gasolesous, the so-called light fraction being hydrotreated and / or hydrocracked then fractionated to obtain LPG, naphtha, kerosene, diesel and vacuum distillate. 12. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9 dans lequel l'effluent issu de l'étape (2) est séparé sans décompression en une fraction dite légère contenant les composés bouillant à au plus 450°C, et en une fraction résiduelle ; de fraction dite légère sont séparés les gaz et une fraction liquide est obtenue ; ladite fraction résiduelle, éventuellement additionnée de ladite fraction liquide, est distillée, le gazole produit est soumis à un hydrotraitement et le gazole sous vide produit est hydrocraqué .10 12. Method according to one of claims 1 to 9 wherein the effluent from step (2) is separated without decompression into a so-called light fraction containing compounds boiling at at most 450 ° C, and a residual fraction ; so-called light fraction are separated gases and a liquid fraction is obtained; said residual fraction, optionally added with said liquid fraction, is distilled, the product gas oil is subjected to a hydrotreatment and the vacuum gas oil produced is hydrocracked.