CA3247834A1 - Méthode pour traiter une huile de pyrolyse des plastiques, y compris une étape de recyclage de h2s - Google Patents

Abstract

La présente invention concerne un procédé de traitement d'une huile de pyrolyse de plastiques, comprenant : - un hydrotraitement de la charge en présence d'hydrogène et d'un catalyseur; - une séparation/lavage de l'effluent hydrotraité en présence d'une solution aqueuse pour obtenir au moins un premier effluent aqueux et un effluent hydrocarboné hydrotraité - une séparation de l'H2S contenu dans le premier effluent aqueux pour obtenir une phase gazeuse contenant l'H2S et un deuxième effluent aqueux, ladite phase gazeuse contenant l'H2S peut au moins en partie être recyclée en amont de l'étape b), - une séparation du NH3 contenu dans le deuxième effluent aqueux pour obtenir une phase gazeuse contenant du NH3 et un troisième effluent aqueux. La présente invention permet par le recyclage de l'H2S issu du procédé de diminuer la consommation d'agent sulfurant pour maintenir les catalyseurs sous forme sulfures dans des charges contenant que peu de soufre.

Description

PROCEDE DE TRAITEMENT D’HUILE DE PYROLYSE DE PLASTIQUES INCLUANT UNE ETAPE DE RECYCLAGE D’H2S DOMAINE TECHNIQUE La presente invention concerne un procede de traitement d’une huile de pyrolyse de plastiques afin d’obtenir un effluent hydrocarbone qui peut etre valorise dans une unite de stockage de carburants essence, jet ou gazole ou comme charge d’une unite de vapocraquage. Plus particulierement, la presente invention concerne un procede de traitement d’une charge issue de la pyrolyse des dechets plastiques permettant de recycler une phase gazeuse contenant de l’H2S issu du procede afin de maintenir les catalyseurs sous forme sulfures dans les etapes catalytiques du procede et done de diminuer la consommation d’agent sulfurant a ajouter. TECHNIQUE ANTERIEURE Les plastiques issus des filieres de collecte et de tri peuvent subir une etape de pyrolyse afin d’obtenir entre autres des huiles de pyrolyse. Ces huiles de pyrolyse de plastiques sont generalement brulees pour generer de I’electricite et/ou utilisees en tant que combustible dans des chaudieres industrielles ou de chauffage urbain. Une autre voie de valorisation des huiles de pyrolyse de plastiques est (’utilisation de ces huiles de pyrolyse de plastiques en tant que charge d’une unite de vapocraquage afin de (re)creer des olefines, ces dernieres etant des monomeres constitutifs de certains polymeres. Cependant, les dechets plastiques sont generalement des melanges de plusieurs polymeres, par exemple des melanges de polyethylene, de polypropylene, de polyethylene terephtalate, de polychlorure de vinyle, de polystyrene. De plus, en fonction des usages, les plastiques peuvent contenir, en plus des polymeres, d’autres composes, comme des plastifiants, des pigments, des colorants ou encore des residus de catalyseurs de polymerisation. Les dechets plastiques peuvent en outre contenir, de maniere minoritaire, de la biomasse provenant par exemple des ordures menageres. Le traitement des dechets d’une part, notamment le stockage, les traitements mecaniques, le tri, la pyrolyse, et aussi le stockage et le transport de I’huile de pyrolyse d’autre part peuvent egalement induire de la corrosion. II en resulte que les huiles issues de la pyrolyse des dechets plastiques comprennent beaucoup d’impuretes, en particulier des diolefines, des metaux, notamment du fer, du silicium, ou encore des composes halogenes, notamment des composes a base de chlore, des heteroelements comme du soufre, de I’oxygene et de I’azote, des insolubles, a des teneurs souvent elevees et incompatibles avec les unites de vapocraquage ou les unites situees en aval des unites de vapocraquage, notamment les procedes de5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 2 PCT/EP2023/059938 polymerisation et les procedes d’hydrogenation selective. Ges impuretes peuvent generer des problemes d’operabilite et notamment des problemes de corrosion, de cokage ou de desactivation catalytique, ou encore des problemes d’incompatibilite dans les usages des polymeres cibles. La presence de diolefines peut egalement conduire a des problemes d’instabilite de I’huile de pyrolyse se caracterisant par la formation de gommes. Les gommes et les insolubles eventuellement presents dans I’huile de pyrolyse peuvent generer des problemes de colmatage dans les procedes. De plus, lors de I’etape de vapocraquage, les rendements en olefines legeres recherchees pour la petrochimie, notamment I’ethylene et Ie propylene, dependent fortement de la qualite des charges envoyees au vapocraquage. Le BMCI (Bureau of Mines Correlation Index selon la terminologie anglo-saxonne) est souvent utilise pour caracteriser les coupes hydrocarbonees. Cet indice, developpe pour les produits hydrocarbones issus de petroles bruts, est calcule a partir de la mesure de la masse volumique et de la temperature moyenne d’ebullition : il est egal a 0 pour une paraffine lineaire et a 100 pour le benzene. Sa valeur est done d’autant plus elevee que le produit analyse a une structure condensee aromatique, les naphtenes ayant un BMCI intermediaire entre les paraffines et les aromatiques. Globalement, les rendements en olefines legeres augmentent quand la teneur en paraffines augmente et done quand le BMCI diminue. A I’inverse, les rendements en composes lourds non recherches et/ou en coke augmentent quand le BMCI augmente. Le document WO 2018/055555 propose un procede de recyclage des dechets plastiques global, tres general et relativement complexe, allant de I’etape meme de pyrolyse des dechets plastiques jusqu’a I’etape de vapocraquage. Le procede de la demande WO 2018/055555 comprend, entre autres, une etape d’hydrotraitement de la phase liquide issue directement de la pyrolyse, de preference dans des conditions assez poussees notamment en termes de temperature, par exemple a une temperature comprise entre 260 et 300°C, une etape de separation de I’effluent d’hydrotraitement puis une etape d’hydrodealkylation de I’effluent lourd separe a une temperature de preference elevee, par exemple comprise entre 260 et 400°C. La demande de brevet non publiee FR 21/00.026 decrit un procede de traitement d’une huile de pyrolyse de plastiques visant a reduire et/ou a eliminer les impuretes contenues dans I’huile de pyrolyse afin d’obtenir un effluent compatible pour un vapocraqueur. Le procede comprend les etapes suivantes : a) I’hydrogenation de ladite charge en presence au moins d’hydrogene et d’au moins un catalyseur d’hydrogenation a une temperature moyenne comprise entre 140 et 340°C, la temperature en sortie de I’etape a) est au moins superieure de 15°C a la temperature en5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 3 PCT/EP2023/059938 entree de I’etape a), pour obtenir un effluent hydrogene ; b) I’hydrotraitement dudit effluent hydrogene en presence au moins d’hydrogene et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, pour obtenir un effluent hydrotraite, la temperature moyenne de I’etape b) etant superieure a la temperature moyenne de I’etape a) ; c) une separation de I’effluent hydrotraite en presence d’un flux aqueux, a une temperature comprise entre 50 et 370°C, pour obtenir au moins un effluent gazeux, un effluent liquide aqueux et un effluent liquide hydrocarbone. Une voie pour eliminer les impuretes contenues dans les huiles de pyrolyse ex-plastiques est ainsi d’effectuer un hydrotraitement en presence de catalyseurs qui sont actifs sous forme sulfures. Dans Ie cadre de charge contenant une huile de pyrolyse de plastiques, on a generalement des charges qui sont assez pauvres en soufre. Or, une ppH2S minimum est necessaire dans Ie reacteur d’hydrotraitement pour maintenir les catalyseurs sous forme sulfures et ainsi ne pas les reduire. Pour maintenir une ppH2S suffisante dans Ie reacteur et compte tenu que les charges ne contiennent pas suffisamment de soufre, un agent sulfurant est generalement, voire obligatoirement, rajouter en continu, typiquement du DMDS (disulfure de dimethyle) dans la charge. L’agent sulfurant se decompose tres rapidement en H2S par action de la temperature et de I’hydrogene en entree de reacteur et fournit done la quantite d’H2S necessaire pour assurer une ppH2S minimum et suffisante. Apres I’hydrotraitement, au moins une partie de l’H2S contenu dans I’effluent forme des seis de sulfure d’ammonium ((NH^zS) avec l’NH3 genere par I’hydrogenation des composes azotes durant I’hydrotraitement. Contrairement aux charges conventionnelles de type fossile, les huiles de pyrolyse ex-plastiques contiennent en general des teneurs en azote plus importantes que les teneurs en soufre. Ces seis sont generalement elimines par un lavage a I’eau, suivi d’une (seule) etape de stripage a la vapeur d’eau de I’effluent aqueux permettant d’obtenir un effluent aqueux epure et une phase gazeuse contenant l’H2S et Ie NH3 qui sont en general evacues ensemble en tete de la colonne de stripage. La phase gazeuse contenant l’H2S et Ie NH3 est par la suite generalement brulee pour former des SOX (oxydes de soufre) et du N2 ou des NOX (oxydes d’azote). La phase gazeuse contenant l’H2S et Ie NH3 pourrait etre recuperee et renvoyee a I’entree de I’unite d’hydrotraitement afin de maintenir la ppH2S dans Ie reacteur sans ajouter d’agent sulfurant. Mais l’NH3 contenu dans cette phase gazeuse empeche de Ie faire car il y aurait une concentration de l’NH3 dans la boucle de recyclage qui serait prejudiciable a I’operation de I’unite. De plus, la presence de l’NH3 fait baisser la ppH2. La phase gazeuse contenant5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 4 PCT/EP2023/059938 l’H2S et Ie NH3 ne peut done pas etre reutilise directement comme source d’H2S pour maintenir les catalyseurs sous forme sulfures. La presente invention propose un procede de traitement d’une charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques permettant Ie recyclage d’une phase contenant que l’H2S pour s’en servir comme source d’H2S en entree des unites catalytiques du procede en effectuant une separation, generalement par stripage, en deux etapes permettant de separer l’H2S de l’NH3. En effet, I’utilisation de deux colonnes de stripage operant dans des conditions operatoires differentes permet de separer l’H2S de l’NH3 et ainsi de recuperer : - une phase gazeuse contenant l’H2S qui peut etre recyclee en entree de I’unite d’hydrotraitement ; - et une phase gazeuse contenant l’NH3 qui peut etre brulee ou egalement etre recyclee en entree de I’unite d’hydrotraitement ; Le stripage a deux etapes permettant de separer l’H2S de l’NH3 presente ainsi les avantages suivants : - L’elimination de l’NH3 dans la phase contenant que l’H2S permet le recyclage de l’H2S en entree des unites catalytiques du procede ; - Une forte minimisation de la consommation d’agent sulfurant ; - L’elimination de la phase gazeuse contenant le NH3en le brulant est plus aisee car elle ne contient plus l’H2S formant des polluants de type SOx ; - La phase gazeuse contenant le NH3 peut egalement etre recyclee en entree des unites catalytiques, avantageusement dans des quantites stoechiometriques adaptees a la formation des seis lors de I’etape c) de separation/lavage ; - Un meilleur respect des contraintes environnementales en matiere de SOx car la majorite de l’H2S n’est pas brulee (mais au contraire recyclee en boucle) ; - Une baisse de la consommation d’hydrogene dans I’unite d’hydrotraitement car I’agent sulfurant (DMDS) consomme de I’hydrogene pour se decomposer ; - Une elimination totale de l’NH3 dans I’effluent gazeux comprenant de I’hydrogene et/ou des hydrocarbures legers de la tete de la section de separation/lavage (etape c) decrite cidessous). En effet, l’NH3 a ete capte sous forme de sulfure d’ammonium dans I’effluent aqueux par l’H2S en exces qui a ete recycle. L’effluent gazeux ainsi debarrasse de l’NH3 peut ainsi etre envoye dans un vapocraqueur de maniere a accroitre le rendement global en olefines.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 5 PCT/EP2023/059938 RESUME DE L’INVENTION Plus precisement, I’invention concerne un procede de traitement d’une charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques, comprenant : a) optionnellement une etape d’hydrogenation mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrogenation, mettant en oeuvre au moins un reacteur a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d'hydrogenation, ladite section reactionnelle d’hydrogenation etant alimentee au moins par ladite charge et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrogenation etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 140 et 400°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 It1, pour obtenir un effluent hydrogene, b) une etape d’hydrotraitement mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrotraitement comprenant au moins un catalyseur d'hydrotraitement, ladite section reactionnelle d’hydrotraitement etant alimentee au moins par la charge ou ledit effluent hydrogene issu de I’etape a) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrotraitement etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 250 et430°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 It1, pour obtenir un effluent hydrotraite, c) une etape de separation, alimentee par I’effluent hydrotraite issu de I’etape b) et eventuellement par I’effluent hydrocraque issu de I’etape g) et une solution aqueuse pour obtenir au moins un effluent gazeux, un premier effluent aqueux et un effluent hydrocarbone, d) une etape de separation de l’H2S contenu dans Ie premier effluent aqueux pour obtenir une phase gazeuse contenant l’H2S et un deuxieme effluent aqueux, ladite phase gazeuse contenant l’H2S etant optionnellement au moins en partie recyclee en amont de I’etape a) et/ou I’etape b) et/ou I’etape g), e) une etape de separation du NH3 contenu dans Ie deuxieme effluent aqueux pour obtenir une phase gazeuse contenant du NH3 et un troisieme effluent aqueux, ladite phase gazeuse contenant du NH3 etant optionnellement au moins en partie recyclee en amont de I’etape a) et/ou I’etape b) et/ou I’etape g), f) optionnellement une etape de fractionnement de tout ou partie de I’effluent hydrocarbone issu de I’etape c), pour obtenir au moins un effluent gazeux et au moins une premiere coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C et une deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C,5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 6 PCT/EP2023/059938 g) optionnellement une etape d’hydrocraquage mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrocraquage, mettant en oeuvre au moins un reacteur a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d'hydrocraquage, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant alimentee par au moins une partie dudit effluent hydrocarbone issu de I’etape c) et/ou par au moins une partie de la deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C issue de I’etape f) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 250 et450°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,5 et 20,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 hr1 pour obtenir un premier effluent hydrocraque. La presente invention porte done sur un procede permettant de purifier une huile issue de la pyrolyse de dechets plastiques d’au moins une partie de ses impuretes ce qui permet de I’hydrogener et ainsi de pouvoir la valoriser en particulier en I’incorporant directement a I’unite de stockage carburant ou encore en la rendant compatible a un traitement dans une unite de vapocraquage tout en pouvant recycler l’H2S issu du procede en continu afin de minimiser la consommation d’agent sulfurant. L’injection d’un agent sulfurant reste notamment necessaire en debut du cycle catalytique, Ie temps que l’H2S se forme pour etre separe dans I’etape d) et recycle en amont de I’etape a) et/ou de I’etape b) et/ou de I’etape g), et/ou encore en amont de I’etape aO) d’hydrogenation selective. Des injections supplementaires tout au long du cycle catalytique peuvent etre necessaires afin de compenser la perte naturelie. Dependant, Ie fait de pouvoir recycler une phase gazeuse contenant l’H2S sans Ie NH3 par la presente invention permet de reduire considerablement la consommation de I’agent sulfurant. Un autre avantage est I’elimination de l’NH3 dans I’effluent gazeux comprenant de I’hydrogene et/ou des hydrocarbures legers de la tete de la section de separation/lavage (etape c) par reaction avec l’H2S en exces recycle sous forme de sulfure d’ammonium dans I’effluent aqueux. Autrement dit, l’NH3 part sous forme de sei dans I’effluent aqueux. Un autre avantage de invention est de prevenir des risques de bouchage et/ou de corrosion de I’unite de traitement dans laquelle Ie procede de invention est mis en oeuvre, les risques etant exacerbes par la presence, souvent en quantites importantes, de diolefines, de metaux et de composes halogenes dans I’huile de pyrolyse de plastiques. Le procede de I’invention permet ainsi d’obtenir un effluent hydrocarbone issu d’une huile de pyrolyse de plastiques debarrasse au moins en partie des impuretes de I’huile de pyrolyse5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 7 PCT/EP2023/059938 de plastiques de depart, limitant ainsi les problemes d’operabilite, comme les problemes de corrosion, de cokage ou de desactivation catalytique, que peuvent engendrer ces impuretes, en particulier dans les unites vapocraquage et/ou dans les unites situees en aval des unites de vapocraquage, notamment les unites de polymerisation et d’hydrogenation. L’elimination d’au moins une partie des impuretes des huiles issues de la pyrolyse des dechets plastiques permettra aussi d’augmenter la gamme des applications des polymeres cibles, les incompatibilites d’usages etant reduites. Selon une variante, ladite phase gazeuse contenant l’H2S issue de I’etape d) est au moins en partie recyclee en amont de I’etape a) et/ou I’etape b) et/ou I’etape g). Selon une variante, Ie procede comprend I’etape d’hydrogenation a). Selon une variante, Ie procede comprend I’etape de fractionnement f). Selon une variante, Ie procede comprend I’etape d’hydrocraquage g). Selon une variante, I’etape d) de separation de l’H2S contenu dans Ie premier effluent aqueux est effectuee par stripage dudit effluent par un flux contenant de la vapeur d’eau a une pression comprise entre 0,5 et 1 MPa et une temperature comprise entre 80 et 150°C. Selon une variante, I’etape e) de separation de l’NH3 contenu dans Ie deuxieme effluent aqueux est effectuee par stripage dudit effluent par un flux contenant de la vapeur d’eau a une pression comprise entre 0,1 et 0,5 MPa et une temperature comprise entre 80 et 150°C. Selon une variante, I’etape c) de separation comprend les etapes suivantes : d) une etape de separation, alimentee par I’effluent hydrotraite issu de I’etape b), ladite etape etant operee a une temperature comprise entre 200 et 450°C et a une pression sensiblement identique a la pression de I’etape b) pour obtenir au moins un effluent gazeux et un effluent liquide dont une partie est eventuellement recyclee en amont de I’etape a) et/ou de I’etape b), c2) une etape de separation, alimentee par I’effluent gazeux issu de I’etape c1) et une autre partie de I’effluent liquide issu de I’etape d) et une solution aqueuse, ladite etape etant operee a une temperature comprise entre 20 et inferieure a 200°C, et a une pression sensiblement identique ou inferieure a la pression de I’etape b), pour obtenir au moins un effluent gazeux, un premier effluent aqueux et un effluent hydrocarbone. Selon une variante, Ie procede comprend au moins une etape aO) de pretraitement de la charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques, eventuellement en melange avec I’effluent hydrocarbone issu de I’etape c), ladite etape de pretraitement etant mise en oeuvre5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 8 PCT/EP2023/059938 en amont de I’etape a) et/ou en amont de I’etape b) et comprend une etape de filtration et/ou une etape de centrifugation et/ou une etape de separation electrostatique et/ou une etape d’un lavage a I’aide d’une solution aqueuse et/ou une etape d’adsorption et/ou une etape d’hydrogenation selective. Selon une variante, I’effluent hydrocarbone issu de I’etape c) de separation, ou au moins I’une des deux coupes hydrocarbonee(s) liquides issue(s) de I’etape f), est en tout ou partie envoye vers une etape h) de vapocraquage realisee dans au moins un four de pyrolyse a une temperature comprise entre 700 et 900°C et a une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa relatif. Selon une variante, ladite phase gazeuse contenant du NH3 issue de I’etape e) est au moins en partie recyclee en amont de I’etape a) et/ou I’etape b) et/ou I’etape g). Selon une variante, un flux contenant un compose azote et/ou un compose soufre est injecte en amont de I’etape a) et/ou en amont de I’etape b). Selon une variante, ledit catalyseur d’hydrogenation comprend un support choisi parmi I’alumine, la silice, les silices-alumines, la magnesie, les argiles et leurs melanges et une fonction hydro-deshydrogenante comprenant soit au moins un element du groupe VIII et au moins un element du groupe VIB, soit au moins un element du groupe VIII. Selon une variante, ledit catalyseur d’hydrotraitement comprend un support choisi dans Ie groupe constitue par I’alumine, la silice, les silices-alumines, la magnesie, les argiles et leurs melanges, et une fonction hydro-deshydrogenante comprenant au moins un element du groupe VIII et/ou au moins un element du groupe VIB. Selon une variante, Ie procede comprend en outre une deuxieme etape d’hydrocraquage g’) mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrocraquage, mettant en oeuvre au moins un reacteur a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d’hydrocraquage, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant alimentee par au moins une partie du premier effluent hydrocraque issue de la premiere etape d’hydrocraquage g) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant mise en oeuvre a une temperature entre 250 et 450°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,5 et 20,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 It1, pour obtenir un deuxieme effluent hydrocraque. Selon une variante, ledit catalyseur d’hydrocraquage comprend un support choisi parmi les alumines halogenees, les combinaisons d’oxydes de bore et d’aluminium, les silice-alumines amorphes et les zeolithes et une fonction hydro-deshydrogenante comprenant au moins un5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 9 PCT/EP2023/059938 metal du groupe VIB choisi parmi Ie chrome, Ie molybdene et Ie tungstene, seul ou en melange, et/ou au moins un metal du groupe VIII choisi parmi Ie fer, Ie cobalt, Ie nickel, Ie ruthenium, Ie rhodium, Ie palladium et Ie platine. L’invention concerne aussi Ie produit susceptible d’etre obtenu, et de preference obtenu par Ie procede selon l’invention. Selon cette variante, Ie produit comporte par rapport au poids total du produit : - une teneurtotale en elements metalliques inferieure ou egale a 10,0 ppm poids, - dont une teneur en element fer inferieure ou egale a 200 ppb poids, et/ou - une teneur en element silicium inferieure ou egale a 5,0 ppm poids, et/ou - une teneur en soufre inferieure ou egale a 100 ppm poids, et/ou - une teneur en azote inferieure ou egale a 100 ppm poids, et/ou - une teneur en element chlore inferieure ou egale a 10 ppm poids, et/ou - une teneur en mercure inferieure ou egale a 5 ppb poids. Selon la presente invention, les pressions sont des pressions absolues, encore notees abs., et sont donnees en MPa absolus (ou MPa abs.), sauf indication contraire. Selon la presente invention, les expressions « compris entre ... et ... » et « entre .... et ... » sont equivalentes et signifient que les valeurs limites de I’intervalle sont incluses dans la gamme de valeurs decrite. Si tel n’etait pas Ie cas et que les valeurs limites n’etaient pas incluses dans la gamme decrite, une telle precision sera apportee par la presente invention. Dans Ie sens de la presente invention, les differentes plages de parametre pour une etape donnee tels que les plages de pression et les plages de temperature peuvent etre utilises seul ou en combinaison. Par exemple, dans Ie sens de la presente invention, une plage de valeurs preferees de pression peut etre combinee avec une plage de valeurs de temperature plus preferees. Dans la suite, des modes de realisation particuliers et/ou preferes de l’invention peuvent etre decrits. Ils pourront etre mis en oeuvre separement ou combines entre eux, sans limitation de combinaison lorsque c’est techniquement realisable. Dans la suite, les groupes d'elements chimiques sont donnes selon la classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, editeur CRC press, redacteur en chef D.R. Lide, 81®me edition, 2000-2001). Par exemple, Ie groupe VIII (ou VIIIB) selon la classification CAS correspond aux metaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC. La teneur en metaux est mesuree par fluorescence X.5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 10 PCT/EP2023/059938 DESCRIPTION DETAILLEE La charge Selon I’invention, une « huile de pyrolyse de plastiques » est une huile, avantageusement sous forme liquide a temperature ambiante, issue de la pyrolyse de plastiques, de preference de dechets plastiques provenant notamment de filieres de collecte et de tri. Elle peut aussi etre issue de la pyrolyse de pneus uses. Elle comprend en particulier un melange de composes hydrocarbones, notamment des paraffines, des mono- et/ou di-olefines, des naphtenes et des aromatiques. Au moins 80% poids de ces composes hydrocarbones ont de preference un point d’ebullition inferieur a 700°C, et de maniere preferee inferieur a 550°C. En particulier, selon I’origine de I’huile de pyrolyse, celle-ci peut comprendre jusqu’a 70% poids en paraffines, jusqu’a 90 % poids en olefines et jusqu’a 90 % poids en aromatiques, etant entendu que la somme des paraffines, des olefines et des aromatiques est 100 % poids des composees hydrocarbones. La densite de I’huile de pyrolyse, mesuree a 15°C selon la methode ASTM D4052, est generalement comprise entre 0,75 et 0,99 g/cm3, de preference comprise entre 0,75 et 0,95 g/cm3. L’huile de pyrolyse de plastiques peut comprendre, et Ie plus souvent comprend, en outre des impuretes comme des metaux, notamment du fer, du silicium, des composes halogenes, notamment des composes chlores. Ces impuretes peuvent etre presentes dans I’huile de pyrolyse de plastiques a des teneurs elevees, par exemple jusqu’a 350 ppm poids ou encore 700 ppm poids voire 1000 ppm poids d’elements halogene (notamment du chlore) apportes par des composes halogenes, et jusqu’a 100 ppm poids, voire 200 ppm poids d’elements metalliques ou semi-metalliques. Les metaux alcalins, les alcalino terreux, les metaux de transition, les metaux pauvres et les metalloTdes peuvent etre assimiles aux contaminants de nature metallique, appeles metaux ou elements metalliques ou semi metalliques. De maniere particuliere, les metaux ou elements metalliques ou semi metalliques, eventuellement contenus dans les huiles issues de la pyrolyse des dechets plastiques, comprennent du silicium, du fer ou ces deux elements. L’huile de pyrolyse de plastiques peut egalement comprendre d’autres impuretes comme des heteroelements apportes notamment par des composes soufres, des composes oxygenes et/ou des composes azotes, a des teneurs generalement inferieures a 27000 ppm poids d’heteroelements et de preference inferieures a 15500 ppm poids d’heteroelements. Les composes soufres sont generalement presents dans une teneur inferieure a 2000 ppm poids et de preference inferieure a 500 ppm poids. Les composes oxygenes sont generalement presents dans une teneur inferieure a 15000 ppm poids et de preference inferieure a 10000 ppm poids. Les composes azotes sont5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 11 PCT/EP2023/059938 generalement presents dans une teneur inferieure a 10000 ppm poids et de preference inferieure a 5000 ppm poids. L’huile de pyrolyse de plastiques peut egalement comprendre d’autres impuretes comme des metaux lourds tels que Ie mercure, I'arsenic, Ie zinc et Ie plomb, par exemple jusqu’a 100 ppb poids ou encore 200 ppb poids de mercure. La charge du procede selon I’invention comprend au moins une huile de pyrolyse de plastiques. Ladite charge peut etre constituee uniquement d’huile(s) de pyrolyse de plastiques. De preference, ladite charge comprend au moins 50% poids, de maniere preferee entre 70 et 100% poids, d’huile de pyrolyse de plastiques par rapport au poids total de la charge, c’est-a-dire de preference entre 50 et 100% poids, de maniere preferee entre 70% et 100% poids de d’huile de pyrolyse de plastiques. La charge du procede selon I’invention peut comprendre en plus de l’huile ou des huiles de pyrolyse de plastiques, une charge petroliere conventionnelle ou une charge issue de la conversion de la biomasse qui est alors co-traitee avec l’huile de pyrolyse de plastiques de la charge. La charge petroliere conventionnelle peut avantageusement etre une coupe ou un melange de coupes de type naphta, gazole ou gazole sous vide. La charge issue de la conversion de la biomasse peut avantageusement etre choisie parmi les huiles vegetales, les huiles d'algues ou algales, les huiles de poissons, les huiles alimentaires usagees, et les graisses d'origine vegetale ou animale ; ou des melanges de telles charges. Lesdites huiles vegetales peuvent avantageusement etre brutes ou raffinees, totalement ou en partie, et issues des vegetaux choisis parmi Ie colza, Ie tournesol, Ie soja, Ie palmier, I'olive, la noix de coco, Ie coprah, Ie ricin, Ie coton, les huiles d'arachides, de lin et de crambe et toutes les huiles issues par exemple du tournesol ou du colza par modification genetique ou hybridation, cette liste n'etant pas limitative. Lesdites graisses animales sont avantageusement choisies parmi Ie lard et les graisses composees de residus de I'industrie alimentaire ou issus des industries de la restauration. Les huiles de fritures, les huiles animales variees comme les huiles de poisson, Ie suif, Ie saindoux peuvent egalement etre utilisees. La charge issue de la conversion de la biomasse peut egalement avantageusement etre choisi parmi les esters methyliques d’acides gras d’origine vegetale et/ou animale ou encore des esters methyliques d’acides gras de huiles vegetales alimentaires usagees. La charge issue de la conversion de la biomasse peut egalement etre choisie parmi des charges provenant des procedes de conversions thermiques ou catalytiques de biomasse, tel que des huiles qui sont produits a partir de la biomasse, en particulier de la biomasse lignocellulosique, avec diverses methodes de liquefaction, telles que la liquefaction5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 12 PCT/EP2023/059938 hydrothermale ou la pyrolyse. Le terme «biomasse» fait reference a un materiau derive d'organismes recemment vivants, qui comprend les plantes, les animaux et leurs sousproduits. Le terme «biomasse lignocellulosique» designe la biomasse derivee de plantes ou de leurs sous-produits. La biomasse lignocellulosique est composee de polymeres glucidiques (cellulose, hemicellulose) et d'un polymere aromatique (lignine). La charge issue de la conversion de la biomasse peut egalement avantageusement etre choisie parmi des charges issues de I’industrie papetiere. L’huile de pyrolyse de plastiques peut etre issue d’un traitement de pyrolyse thermique, catalytique ou encore etre preparee par hydropyrolyse (pyrolyse en presence d’un catalyseur et d’hydrogene). Pretraitement (optionnel) Ladite charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques, eventuellement en melange avec I’effluent hydrocarbone de I’etape c) peut avantageusement etre pretraitee dans au moins une etape optionnelle de pretraitement aO), prealablement a I’etape a) d’hydrogenation et/ou I’etape b) d’hydrotraitement, pour obtenir une charge pretraitee qui alimente I’etape a) et/ou I’etape b). Selon une variante, cette etape optionnelle de pretraitement aO) permet de diminuer la quantite de contaminants et en particules solides, en particulier la quantite de fer et/ou de silicium et/ou de chlore, eventuellement presents dans la charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques. Cette etape optionnelle aO) permet notamment I’elimination de sediments qui peuvent se former du fait du caractere instable des huiles de pyrolyses et/ou d’un probleme de compatibilite entre deux charges differentes. Ainsi, une etape optionnelle aO) de pretraitement de la charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques est avantageusement realisee en particulier lorsque ladite charge comprend plus de 10 ppm poids, notamment plus de 20 ppm poids, plus particulierement plus de 50 ppm poids d’elements metalliques et/ou de particules solides, et en particulier lorsque ladite charge comprend plus de 5 ppm poids de silicium, plus particulierement plus de 10 ppm poids, voire plus de 20 ppm poids de silicium. De meme, une etape optionnelle aO) de pretraitement de la charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques est avantageusement realisee en particulier lorsque ladite charge comprend plus de 10 ppm poids, notamment plus de 20 ppm poids, plus particulierement plus de 50 ppm poids de chlore. Ladite etape optionnelle de pretraitement aO) peut etre mise en ceuvre par n’importe quelle methode connue par I’homme du metier permettant de diminuer la quantite de contaminants.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 13 PCT/EP2023/059938 Elle peut notamment comprendre une etape de filtration et/ou une etape de centrifugation et/ou une etape de separation electrostatique et/ou une etape d’un lavage a I’aide d’une solution aqueuse et/ou une etape d’adsorption et/ou une etape d’hydrogenation selective. Lorsque I’etape optionnelle de pretraitement aO) comprend une etape de filtration et/ou une etape de centrifugation et/ou une etape de separation electrostatique et/ou une etape d’un lavage a I’aide d’une solution aqueuse et/ou une etape d’adsorption, elle est avantageusement mise en oeuvre a une temperature entre 20 et 400°C, de preference entre 40 et 350°C, et a une pression entre 0,15 et 10,0 MPa abs, de preference entre 0,2 et 7,0 MPa abs. Selon une variante, ladite etape optionnelle de pretraitement aO) est mise en oeuvre dans une section d’adsorption operee en presence d’au moins un adsorbant, de preference de type alumine, ayant une surface specifique superieure ou egale a 100 m2/g, de preference superieure ou egale a 200 m2/g. La surface specifique dudit au moins adsorbant est avantageusement inferieure ou egale a 600 m2/g, en particulier inferieure ou egale a 400 m2/g. La surface specifique de I’adsorbant est une surface mesuree par la methode BET, c’est-a-dire la surface specifique determinee par adsorption d'azote conformement a la norme ASTM D 3663-78 etablie a partir de la methode BRUNAUER-EMMETT-TELLER decrite dans Ie periodique 'The Journal of the American Chemical Society", 6Q, 309 (1938). Avantageusement, ledit adsorbant comprend moins de 1% poids d’elements metalliques, de preference est exempt d’elements metalliques. Par elements metalliques de I’adsorbant, il faut entendre les elements des groupes 6 a 10 du tableau periodique des elements (nouvelle classification IUPAC). Le temps de sejour de la charge dans la section d’adsorption est generalement compris entre 1 et 180 minutes. Ladite section d’adsorption de I’etape optionnelle aO) comprend au moins une colonne d’adsorption, de preference comprend au moins deux colonnes d’adsorption, preferentiellement entre deux et quatre colonnes d’adsorption, contenant ledit adsorbant. Lorsque la section d’adsorption comprend deux colonnes d’adsorption, un mode de fonctionnement peut etre un fonctionnement appele « en swing », selon le terme anglosaxon consacre, dans lequel I’une des colonnes est en ligne, c’est-a-dire en fonctionnement, tandis que I’autre colonne est en reserve. Lorsque I’absorbant de la colonne en ligne est use, cette colonne est isolee tandis que la colonne en reserve est mise en ligne, c’est-a-dire en fonctionnement. L’absorbant use peut etre ensuite regenere in situ et/ou remplace par de I’absorbant frais pour que la colonne le contenant puisse a nouveau etre remise en ligne une fois que I’autre colonne aura ete isolee.5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 14 PCT/EP2023/059938 Un autre mode de fonctionnement est d’avoir au moins deux colonnes fonctionnant en serie. Lorsque I’absorbant de la colonne placee en tete est use, cette premiere colonne est isolee et I’absorbant usee est soit regenere in situ ou remplace par de I’absorbant frais. La colonne est ensuite remise en ligne en derniere position et ainsi de suite. Ce fonctionnement est appele mode permutable, ou selon Ie terme anglais « PRS » pour Permutable Reactor System ou encore « lead and lag » selon Ie terme anglo-saxon consacre. L’association d’au moins deux colonnes d’adsorption permet de palier a I’empoisonnement et/ou au colmatage possible et eventuellement rapide de I’adsorbant sous I’action conjointe des contaminants metalliques, des diolefines, des gommes issues des diolefines et des insolubles eventuellement presents dans I’huile de pyrolyse de plastiques a traiter. La presence d’au moins deux colonnes d’adsorption facilite en effet Ie remplacement et/ou la regeneration de I’adsorbant, avantageusement sans arret de I’unite de pretraitement, voire du procede, permettant ainsi de diminuer les risques de colmatage et done d’eviter I’arret de I’unite du au colmatage, de maitriser les couts et de limiter la consommation d’adsorbant. Selon une autre variante, ladite etape optionnelle de pretraitement aO) est mise en oeuvre dans une section de lavage avec une solution aqueuse, par exemple de I’eau ou une solution acide ou basique. Cette section de lavage peut comporter des equipements permettant de mettre en contact la charge avec la solution aqueuse et de separer les phases de maniere a obtenir la charge pretraitee d’une part et la solution aqueuse comprenant des impuretes d’autre part. Parmi ces equipements, il peut y avoir par exemple un reacteur agite, un decanteur, un melangeur-decanteur et/ou une colonne de lavage a co- ou contre-courant. Selon une autre variante, ladite etape optionnelle de pretraitement aO) est mise en oeuvre par filtration. L’etape de filtration permet d’eliminer les solides inorganiques, des sediments et/ou des fines contenu dans la charge, notamment les metaux, les oxydes metalliques et les chlorures metalliques. On utilise generalement un filtre dont la taille (par exemple Ie diametre ou diametre equivalent) des pores est inferieure a 25 pm, de preference inferieure ou egale a 10 pm, de maniere encore plus preferee inferieure ou egale a 5 pm. Selon une autre variante, on peut utiliser un filtre dont la taille des pores est inferieure a 25 pm mais superieure a 5 pm. On peut egalement utiliser une serie de filtres avec differentes tailies de pores, notamment une serie de filtres ayant des failles de pores decroissantes dans Ie sens de la circulation de la charge. Ces medias filtrants sont bien connus pour des utilisations industrielles. Les filtres a cartouche, les filtres auto-nettoyants, sont par exemple adaptes. L'extrait sec peut etre mesure par exemple par Ie test Heptane Insolubles, Methode ASTM D-3279. La teneur en insolubles dans I'heptane doit etre reduite a moins de 0,5 % en poids, de preference a moins de 0,1 %.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 15 PCT/EP2023/059938 Selon un mode de realisation particulier, I’etape de pretraitement aO) par filtration comprend au moins un filtre dont la taille des pores est inferieure a 10 microns, et de preference superieure a 5 pm, suivi d’un systeme de filtration dont la taille des pores est inferieure a 2 pm et de preference inferieure a 1 pm. Selon un autre mode de realisation particulier, I’etape de pretraitement aO) par filtration comprend au moins un filtre dont la taille des pores est inferieure a 10 pm, et de preference superieure a 5 pm, suivi d’un systeme de precipitation electrostatique. Selon un autre mode de realisation particulier, I’etape de pretraitement aO) par filtration comprend au moins un filtre dont la taille des pores est inferieure a 10 pm, et de preference superieure a 5 pm, suivi d’un systeme de filtre(s) utilisant des adjuvants de filtration comme du sable ou des terres de diatomees. Selon une autre variante, ladite etape optionnelle de pretraitement aO) est mise en oeuvre par centrifugation. Selon une autre variante, I’etape de pretraitement aO) comporte une centrifugation et une filtration. Selon une autre variante, ladite etape optionnelle de pretraitement aO) comprend une etape d’hydrogenation selective. Cette etape d’hydrogenation selective est avantageusement mise en oeuvre dans une section reactionnelle alimentee au moins par ladite charge, eventuellement pretraitee par un ou plusieurs pretraitements decrits ci-dessus, et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, en presence d’au moins un catalyseur d’hydrogenation selective, a une temperature entre 100 et 280°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,3 et 10,0 h1, pour obtenir un effluent hydrogene. Cette etape d’hydrogenation selective est realisee dans des conditions de pression en hydrogene et de temperature permettant de maintenir ladite charge en phase liquide et avec une quantite d’hydrogene soluble juste necessaire a une hydrogenation selective des diolefines presentes dans I’huile de pyrolyse. Elle est avantageusement effectuee dans des conditions plus douces que I’etape a) d’hydrogenation. L’hydrogenation selective des diolefines en phase liquide permet ainsi d’eviter ou au moins de limiter la formation de « gommes », c’est-a-dire la polymerisation des diolefines et done la formation d’oligomeres et polymeres, pouvant boucher la ou les sections reactionnelles en aval. Les composes styreniques, notamment Ie styrene, eventuellement presents dans la charge peuvent egalement se comporter comme les diolefines en termes de formation de gommes du fait que la double liaison du groupement vinyle est conjuguee avec Ie noyau aromatique. Ladite etape d’hydrogenation selective permet d’obtenir un effluent hydrogene selectivement, e’est5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 16 PCT/EP2023/059938 a-dire un effluent a teneur reduite en olefines, en particulier en diolefines et eventuellement en composes styreniques. Ladite section reactionnelle met en oeuvre une hydrogenation selective, de preference en lit fixe, en presence d’au moins un catalyseur d’hydrogenation selective, avantageusement a une temperature moyenne (ou WABT telle que definie ci-dessous pour l’etape a) d’hydrogenation) entre 100 et 280°C, de preference entre 120 et 260°C, de maniere preferee entre 130 et 250°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs, de maniere preferee entre 2,0 et 8 ,0 MPa abs et a une vitesse volumique horaire (VVH) entre 0,3 et 10,0 h’1, de maniere preferee entre 0,5 et 5,0 h’1. La quantite du flux gazeux comprenant de I’hydrogene (H2), alimentant ladite section reactionnelle de I’etape d’hydrogenation selective, est avantageusement telle que la couverture en hydrogene est comprise entre 1 et 200 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge (Nm3/m3), de preference entre 1 et 50 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge (Nm3/m3), de maniere preferee entre 5 et 20 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge (Nm3/m3). La vitesse volumique horaire (VVH) et la couverture en hydrogene sont telles est definies cidessous pour I’etape a) d’hydrogenation). L’etape d’hydrogenation selective est de preference effectuee en lit fixe. Elle peut egalement etre effectuee en lit bouillonnant ou en lit mobile. Avantageusement, la section reactionnelle de ladite etape d’hydrogenation selective comprend entre 1 et 5 reacteurs. Selon un mode de realisation particulier de I’invention, la section reactionnelle comprend entre 2 et 5 reacteurs, qui fonctionnent en mode permutable, appele selon Ie terme anglais « PRS » pour Permutable Reactor System ou encore « lead and lag » tel que decrit dans I’etape a) d’hydrogenation. Selon une variante particulierement preferee, la section reactionnelle d’hydrogenation selective comprend deux reacteurs fonctionnent en mode permutable. Ledit catalyseur d’hydrogenation selective est generalement un catalyseur tel que decrit dans I’etape a) d’hydrogenation. II peut etre identique ou non au catalyseur de I’etape a) d’hydrogenation. La teneur en impuretes, en particulier en diolefines, de I’effluent hydrogene obtenu a Tissue de I’etape d’hydrogenation selective est reduite par rapport a celle des memes impuretes, en particulier des diolefines, comprises dans la charge du procede. L’etape d’hydrogenation selective permet generalement de convertir au moins 20% et de preference au moins 30% des diolefines contenues dans la charge initiale.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 17 PCT/EP2023/059938 Avantageusement, ladite etape optionnelle de pretraitement aO) comprend une etape de filtration et/ou une etape de centrifugation et/ou une etape de separation electrostatique et/ou une etape d’un lavage a I’aide d’une solution aqueuse et/ou une etape d’adsorption, suivie d’une etape d’hydrogenation selective. Ladite etape optionnelle aO) de pretraitement peut egalement etre eventuellement alimentee par au moins une partie de I’effluent hydrocarbone issu de I’etape c) du procede et/ou une partie de la premiere coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C issue de I’etape f) et/ou une partie de la deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C issue de I’etape f), en melange ou separement de la charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques. Le recycle d’au moins une partie de I’effluent liquide issu de I’etape c) et/ou d’au moins une partie d’un ou des effluents hydrocarbones issus de I’etape f) permet notamment d’augmenter la sedimentation et done, apres une eventuelle filtration, d’ameliorer le pretraitement de la charge. Ladite etape optionnelle aO) de pretraitement permet ainsi d’obtenir une charge pretraitee qui alimente ensuite I’etape b) et/ou I’etape a) d’hydrogenation lorsqu’elle est presente. Etape a) d’hydrogenation (optionnelle) Selon I’invention, le procede comprend optionnellement une etape a) d’hydrogenation mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrogenation, mettant en oeuvre au moins un reacteur a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d'hydrogenation, ladite section reactionnelle d’hydrogenation etant alimentee au moins par ladite charge, eventuellement pretraitee, et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrogenation etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 140 et400°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 h’ 1, pour obtenir un effluent hydrogene. L’etape a) est notamment effectuee dans des conditions de pression en hydrogene et de temperature permettant d’effectuer I’hydrogenation des diolefines, eventuellement restantes apres I’etape optionnelle d’hydrogenation selective et des olefines en debut de la section reactionnelle d’hydrogenation tout en permettant par un profil montant de la temperature d’effectuer I’hydrodemetallation et I’hydrodechloration notamment en fin de la section reactionnelle d’hydrogenation. Une quantite d’hydrogene necessaire est injectee de maniere a permettre I’hydrogenation d’au moins une partie des diolefines et des olefines presentes dans I’huile de pyrolyse de plastiques, I’hydrodemetallation d’au moins une partie des5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 18 PCT/EP2023/059938 metaux, notamment la retention du silicium, et aussi la conversion d’au moins une partie du chlore (en HCI). L’hydrogenation des diolefines et des olefines permet ainsi d’eviter ou au moins de limiter la formation de « gommes », c’est-a-dire la polymerisation des diolefines et des olefines et done la formation d’oligomeres et polymeres, pouvant boucher la section reactionnelle de I’etape b) d’hydrotraitement. En parallele de l’hydrogenation, I’hydrodemetallation, et notamment la retention du silicium lors de I’etape a), permet de limiter la desactivation catalytique de la section reactionnelle de I’etape b) d’hydrotraitement. De plus, les conditions de I’etape a) permettent de convertir au moins une partie du chlore. Le controle de la temperature est important dans cette etape et doit repondre a une contrainte antagoniste. D’un cote la temperature en entree et dans toute la section reactionnelle d’hydrogenation doit etre suffisamment haute afin de permettre l’hydrogenation des diolefines et des olefines en debut de la section reactionnelle d’hydrogenation. D’un autre cote, la temperature en entree de la section reactionnelle d’hydrogenation doit etre suffisamment basse afin d’eviter la desactivation du catalyseur. Les reactions d’hydrogenation, notamment d’une partie des olefines et des diolefines, etant fortement exothermiques, on observe alors un profil montant de la temperature dans la section reactionnelle d’hydrogenation. Cette temperature plus elevee en fin de ladite section permet d’effectuer les reactions d’hydrodemetallation et d’hydrodechloration. Ainsi, la temperature en sortie de la section reactionnelle de I’etape a) est superieure a la temperature en entree de la section reactionnelle de I’etape a), generalement d’au moins 3°C, de preference d’au moins 5°C. La temperature dans I’etape a) que ga soit la temperature moyenne (WABT), la temperature en entree de la section reactionnelle ou encore la montee de la temperature dans I’etape a) entre entree et sortie de la section reactionnelle peuvent notamment etre controlee par injection d’un diluant dans I’etape a), de preference d’un recycle d’une partie de I’effluent liquide issu de I’etape c) et/ou d’au moins une partie d’un ou des effluents hydrocarbones issus de I’etape f), notamment par le taux de recycle et/ou par la temperature de I’effluent recycle. La difference de temperature entre I’entree et la sortie de la section reactionnelle de I’etape a) s’entend avec injection d’un flux de refroidissement gazeux (hydrogene) ou liquide, notamment une partie de I’effluent liquide hydrocarbone issu de I’etape c). La difference de temperature entre I’entree et la sortie de la section reactionnelle de I’etape a) est exclusivement due a I’exothermicite des reactions chimiques realisees dans la section reactionnelle et s’entend done hors utilisation d’un moyen de chauffe (four, echangeur de chaleur etc).5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 19 PCT/EP2023/059938 La temperature en entree de la section reactionnelle de I’etape a) est comprise entre 135 et 397°C, de preference entre 240 et 347°C. La temperature en sortie de la section reactionnelle de I’etape a) est comprise entre 138 et 400°C, de preference entre 243 et 350°C. Selon I’invention, il est avantageux de realiser I’hydrogenation des diolefines et une partie des reactions d’hydrodemetallation dans une meme etape et a une temperature suffisante pour limiter la desactivation du catalyseur de I’etape a) qui se manifeste par une baisse de la conversion des diolefines. Cette meme etape permet aussi de beneficier des chaleurs de reactions d’hydrogenation, notamment d’une partie des olefines et des diolefines, de maniere a avoir un profil de temperature montant dans cette etape et pouvant ainsi eliminer la necessite d’un dispositif de chauffe entre la section catalytique d’hydrogenation et la section catalytique d’hydrotraitement. Ladite section reactionnelle met en oeuvre une hydrogenation en presence d’au moins un catalyseur d’hydrogenation, avantageusement a une temperature moyenne (ou WABT telle que definie ci-dessous) entre 140 et 400°C, de preference entre 240 et 350°C, et de maniere particulierement preferee entre 260 et 330°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs, de maniere preferee entre 1,5 et 8,0 MPa abs. et a une vitesse volumique horaire (VVH) entre 0,1 et 10,0 h’1, de maniere preferee entre 0,2 et 5,0 h’1, et de maniere tres preferee entre 0,3 et 3,0 It1. Selon invention, la « temperature moyenne » d’une section reactionnelle correspond a la Weight Average Bed Temperature (WABT) selon Ie terme anglo-saxon consacre, bien connue de I’Homme du metier. La temperature moyenne est avantageusement determinee en fonction des systemes catalytiques, des equipements, de la configuration de ceux-ci, utilises. La temperature moyenne (ou WABT) est calculee de la maniere suivante : WABT = (Tgjjjgg+ avec Tentree '■ la temperature de I’effluent en entree de la section reactionnelle et TSOrtie : la temperature de I’effluent en sortie de section reactionnelle. Sauf indication contraire, la « temperature moyenne » d’une section reactionnelle est donnee a des conditions de debut de cycle. La vitesse volumique horaire (VVH) est definie ici comme Ie ratio entre Ie debit volumique horaire de la charge comprenant I’huile de pyrolyse de plastiques, eventuellement pretraitee, par Ie volume de catalyseur(s).5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 20 PCT/EP2023/059938 La couverture en hydrogene est definie comme Ie rapport du debit volumique d’hydrogene pris dans les conditions normales de temperature et pression par rapport au debit volumique de charge « fraiche », c’est-a-dire de la charge a traiter, eventuellement pretraitee, sans tenir compte d’une fraction recyclee, et notamment sans tenir compte de I’effluent liquide issu de I’etape c) recycle et/ou de I’etape f), a 15°C (en normaux m3, note Nm3, de H2 par m3 de charge). La quantite du flux gazeux comprenant de I’hydrogene (H2), alimentant ladite section reactionnelle de I’etape a), est avantageusement telle que la couverture en hydrogene est comprise entre 100 et 1500 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge (Nm3/m3), de preference entre 200 et 1000 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge (Nm3/m3), de maniere preferee entre 250 et 800 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge (Nm3/m3). L’hydrogene peut etre issu d’une source fossile ou d’une source renouvelable, par exemple issu de la gazeification de dechets plastiques ou produit par electrolyse. Avantageusement, la section reactionnelle de ladite etape a) comprend entre 1 et 5 reacteurs, de preference entre 2 et 5 reacteurs, et maniere particulierement preferee elle comprend deux reacteurs. L’avantage d’une section reactionnelle d’hydrogenation comprenant plusieurs reacteurs reside dans un traitement optimise de la charge, tout en permettant de diminuer les risques de colmatage du ou des lits catalytiques et done d’eviter I’arret de I’unite du au colmatage. Selon une variante preferee, ces reacteurs fonctionnent en mode permutable, appele selon Ie terme anglais « PRS » pour Permutable Reactor System ou encore « lead and lag ». L’association d’au moins deux reacteurs en mode PRS permet d’isoler un reacteur, de decharger Ie catalyseur use, de recharger Ie reacteur en catalyseur frais et remettre en service ledit reacteur sans arret du procede. La technologie PRS est decrite, en particulier, dans Ie brevet FR2681871. Selon une variante particulierement preferee, la section reactionnelle d’hydrogenation de I’etape a) comprend deux reacteurs fonctionnent en mode permutable. Avantageusement, des internes de reacteurs, par exemple de type plateaux filtrants, peuvent etre utilises pour prevenir Ie bouchage du(des) reacteur(s). Un exemple de plateau filtrant est decrit dans Ie brevet FR3051375. Avantageusement, ledit catalyseur d’hydrogenation comprend un support, de preference mineral, et une fonction hydro-deshydrogenante.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 21 PCT/EP2023/059938 Selon une variante, la fonction hydro-deshydrogenante comprend en particulier au moins un element du groupe VIII, de preference choisi parmi Ie nickel et Ie cobalt, et au moins un element du groupe VIB, de preference choisi parmi Ie molybdene et Ie tungstene. Selon cette variante, la teneur totale exprimee en oxydes des elements metalliques des groupes VIB et VIII est de preference comprise entre 1% et 40% en poids, preferentiellement de 5% a 30% en poids par rapport au poids total du catalyseur. Lorsque Ie metal est Ie cobalt ou Ie nickel, la teneur en metal s’exprime en CoO et NiO respectivement. Lorsque Ie metal est Ie molybdene ou Ie tungstene, la teneur en metal s’exprime en MoO3et WO3 respectivement. Le rapport ponderal exprime en oxyde metallique entre Ie metal (ou les metaux) du groupe VIB par rapport au metal (ou aux metaux) du groupe VIII est de preference compris entre 1 et 20, et de maniere preferee entre 2 et 10. Selon cette variante, la section reactionnelle de ladite etape a) comprend par exemple un catalyseur d’hydrogenation comprenant entre 0,5% et 12% en poids de nickel, de preference entre 0,9% et 10% en poids de nickel (exprime en oxyde de nickel NiO par rapport au poids dudit catalyseur), et entre 1% et 30% en poids de molybdene, de preference entre 3% et 20% en poids de molybdene (exprime en oxyde de molybdene MoO3 par rapport au poids dudit catalyseur) sur un support de preference mineral, de preference sur un support d’alumine. Selon une autre variante, la fonction hydro-deshydrogenante comprend, et est de preference constituee d’au moins un element du groupe VIII, de preference du nickel. Selon cette variante, la teneur en oxydes de nickel est de preference comprise entre 1 et 50 % en poids, de preference entre 10% et 30% en poids par rapport au poids dudit catalyseur. Ce type de catalyseur est de preference utilise sous sa forme reduite, sur un support de preference mineral, de preference sur un support d’alumine. Le support dudit catalyseur d’hydrogenation est de preference choisi parmi I’alumine, la silice, les silices-alumines, la magnesie, les argiles et leurs melanges. Ledit support peut renfermer des composes dopants, notamment des oxydes choisis parmi I’oxyde de bore, en particulier le trioxyde de bore, la zircone, la cerine, I’oxyde de titane, I’anhydride phosphorique et un melange de ces oxydes. De preference, ledit catalyseur d’hydrogenation comprend un support d’alumine, eventuellement dope avec du phosphore et eventuellement du bore. Lorsque I’anhydride phosphorique P2O5 est present, sa concentration est inferieure a 10% en poids par rapport au poids de I’alumine et avantageusement d’au moins 0,001 % poids par rapport au poids total de I’alumine. Lorsque le trioxyde de bore B2O3 est present, sa concentration est inferieure a 10% en poids par rapport au poids de I’alumine et5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 22 PCT/EP2023/059938 avantageusement d’au moins 0,001 % par rapport au poids total de I’alumine. L’alumine utilisee peut etre par exemple une alumine y (gamma) ou q (eta). Ledit catalyseur d’hydrogenation est par exemple sous forme d’extrudes. De maniere tres preferee, I’etape a) peut mettre en oeuvre en plus du ou des catalyseurs d’hydrogenation decrits ci-dessus en outre au moins un catalyseur d’hydrogenation utilise dans I’etape a) comprenant moins de 1% en poids de nickel et au moins 0,1 % poids de nickel, de preference 0,5% poids de nickel, exprime en oxyde de nickel NiO par rapport au poids dudit catalyseur, et moins de 5% en poids de molybdene et au moins 0,1 % poids de molybdene, de preference 0,5% poids de molybdene, exprime en oxyde de molybdene MoOs par rapport au poids dudit catalyseur, sur un support d’alumine. Ce catalyseur peu charge en metaux peut etre mis de preference en amont ou en aval du ou des catalyseurs d’hydrogenation decrits ci-dessus, de preference en amont. De maniere preferee, I’etape a) peut mettre en oeuvre en amont du ou des catalyseurs d’hydrogenation au moins un lit de garde contenant des adsorbants de type alumine, silicealumine, zeolithe et/ou charbon actif contenant eventuellement des metaux du groupe VIB et/ou VIII. On peut egalement utiliser une serie de lits de garde avec des particules de differents diametres, notamment une serie de lit de garde ayant des diametres decroissants dans Ie sens de la circulation de la charge (aussi appele « grading » selon la terminologie anglo-saxonne). Ladite etape a) d’hydrogenation permet d’obtenir un effluent hydrogene, c’est-a-dire un effluent a teneur reduite en olefines, en particulier en diolefines, et en metaux, en particulier en silicium. La teneur en impuretes, en particulier en diolefines, de I’effluent hydrogene obtenu a Tissue de I’etape a) est reduite par rapport a celle des memes impuretes, en particulier des diolefines, comprises dans la charge du procede. L’etape a) d’hydrogenation permet generalement de convertir au moins 40 %, et de preference au moins 60 % des diolefines ainsi qu’au moins 40 %, et de preference au moins 60 % des olefines contenues dans la charge initiale. La chaleur degagee par la saturation des doubles liaisons permet d'eIever la temperature du milieu reactionnel et d'amorcer les reactions d’hydrotraitement, notamment I’elimination, au moins en partie, d’autres contaminants, comme par exemple Ie silicium et Ie chlore. De preference, au moins 50%, et plus preferentiellement au moins 75% du chlore et du silicium de la charge initiale sont elimines lors de I’etape a). L’effluent hydrogene obtenu a Tissue de I’etape a) d’hydrogenation est envoye, de preference directement, vers I’etape b) d’hydrotraitement.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 23 PCT/EP2023/059938 Etape b) d’hydrotraitement Selon I’invention, Ie procede de traitement comprend une etape b) d’hydrotraitement mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrotraitement comprenant au moins un catalyseur d’hydrotraitement, ladite section reactionnelle d’hydrotraitement etant alimentee au moins par la charge, eventuellement pretraitee dans I’etape aO), ou ledit effluent hydrogene issu de I’etape a) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrotraitement etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 250 et 430°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 It1, pour obtenir un effluent hydrotraite. Avantageusement, I’etape b) met en oeuvre les reactions d’hydrotraitement bien connues de I’homme du metier, et plus particulierement des reactions d’hydrotraitement telles que I’hydrogenation des aromatiques, I’hydrodesulfuration et I’hydrodeazotation. De plus, I’hydrogenation des olefines et des composes halogenes restants ainsi que I’hydrodemetallation sont poursuivies. Ladite section reactionnelle d’hydrotraitement est avantageusement mise en oeuvre a une pression equivalente a celle utilisee dans la section reactionnelle de I’etape a) d’hydrogenation, et generalement a une temperature moyenne plus elevee que celle de la section reactionnelle de I’etape a) d’hydrogenation. Ainsi, ladite section reactionnelle d’hydrotraitement est avantageusement mise en oeuvre a une temperature moyenne d’hydrotraitement entre 250 et 430°C, de preference entre 280 et 380°C, a une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs. et a une vitesse volumique horaire (VVH) entre 0,1 et 10,0 h1, de preference entre 0,1 et 5,0 h1, preferentiellement entre 0,2 et2,0 It1, de maniere preferee entre 0,2 et 1h1. La couverture en hydrogene dans I’etape b) est avantageusement comprise entre 100 et 1500 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge fraiche, et de preference entre 200 et 1000 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge fraiche, de maniere preferee entre 250 et 800 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge fraiche. Les definitions de la temperature moyenne (WABT), de la VVH et de la couverture en hydrogene correspondent a celles decrites ci-dessus. L’etape d’hydrotraitement est de preference effectuee en lit fixe. Elle peut egalement etre effectuee en lit bouillonnant, en lit entraine ou en lit mobile. Lorsque I’etape d’hydrotraitement est effectuee en lit bouillonnant, en lit entraine ou en lit mobile, une etape supplementaire d’hydrotraitement en lit fixe peut etre effectuee dans les memes gammes de conditions operatoires apres celle en lit bouillonnant, en lit entraine ou en lit mobile, avec ou sans separation intermediaire d’un flux gazeux.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 24 PCT/EP2023/059938 De preference, Ie procede de traitement comprend une etape b) d’hydrotraitement mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrotraitement, mettant en oeuvre au moins un reacteur a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d'hydrotraitement. Ladite section reactionnelle d’hydrotraitement est alimentee au moins par la charge ou ledit effluent hydrogene issu de I’etape a) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, avantageusement au niveau du premier lit catalytique du premier reacteur en fonctionnement. Une injection d’au moins une partie de la charge ou de I’effluent hydrogene issu de I’etape a) et/ou au moins une partie d’hydrogene entre les differents lits catalytiques est egalement possible. Eventuellement, la section reactionnelle de ladite etape b) peut egalement etre alimentee en outre par au moins une partie de I’effluent liquide issu de I’etape c) et/ou par au moins une partie d’un des effluents de I’etape f). Avantageusement, ladite etape b) est mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrotraitement comprenant au moins un, de preference entre un et cinq, reacteur(s) a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a un, de preference compris entre un et dix, de maniere preferee compris entre deux et cinq, le(s)dit(s) lit(s) comprenant chacun au moins un, et de preference pas plus de dix, catalyseur(s) d'hydrotraitement. Lorsqu’un reacteur comprend plusieurs lits catalytiques, c’est-a-dire au moins deux, de preference entre deux et dix, de maniere preferee entre deux et cinq lits catalytiques, lesdits lits catalytiques sont de preference disposes en serie dans ledit reacteur. Lorsque I’etape b) est mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrotraitement comprenant plusieurs, de preference deux reacteurs, ces reacteurs peuvent fonctionner en serie et/ou en parallele et/ou en mode permutable (ou PRS) et/ou en mode « swing ». Les differents modes de fonctionnement eventuels, mode PRS (ou lead and lag) et mode swing, et sont bien connus de I’Homme du metier et sont avantageusement definis plus haut. Dans un autre mode de realisation de I’invention, ladite section reactionnelle d’hydrotraitement comprend un seul reacteur a lit fixe contenant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a un, de preference compris entre un et dix, de maniere preferee compris entre deux et cinq. Dans un mode particulierement prefere, la section reactionnelle d’hydrogenation de I’etape a) comprend deux reacteurs fonctionnent en mode permutable suivie de la section reactionnelle d’hydrotraitement de I’etape b) qui comprend un seul reacteur a lit fixe.5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 25 PCT/EP2023/059938 Avantageusement, ledit catalyseur d'hydrotraitement utilise dans ladite etape b) peut etre choisi parmi des catalyseurs connus d’hydrodemetallation, d’hydrotraitement, de captation du silicium, utilises notamment pour Ie traitement des coupes petrolieres, et leurs combinaisons. Des catalyseurs d’hydrodemetallation connus sont par exemple ceux decrits dans les brevets EP 0113297, EP 0113284, US 5221656, US 5827421, US 7119045, US 5622616 et US 5089463. Des catalyseurs d’hydrotraitement connus sont par exemple ceux decrits dans les brevets EP 0113297, EP 0113284, US 6589908, US 4818743 ou US 6332976. Des catalyseurs de captation du silicium connus sont par exemple ceux decrits dans les demandes de brevets CN 102051202 et US 2007/080099. En particulier, ledit catalyseur d’hydrotraitement comprend un support, de preference mineral, et au moins un element metallique ayant une fonction hydro-deshydrogenante. Ledit element metallique ayant une fonction hydro-deshydrogenante comprend avantageusement au moins un element du groupe VIII, de preference choisi dans Ie groupe constitue par Ie nickel et Ie cobalt, et/ou au moins un element du groupe VIB, de preference choisi dans Ie groupe constitue par Ie molybdene et Ie tungstene. La teneur totale exprimee en oxydes des elements metalliques des groupes VIB et VIII est de preference entre 0,1% et 40% en poids, preferentiellement de 5% a 35% en poids, par rapport au poids total du catalyseur. Lorsque Ie metal est Ie cobalt ou Ie nickel, la teneur en metal s’exprime en CoO et NiO respectivement. Lorsque Ie metal est Ie molybdene ou Ie tungstene, la teneur en metal s’exprime en MoOset WO3 respectivement. Le rapport ponderal exprime en oxyde metallique entre le metal (ou les metaux) du groupe VIB par rapport au metal (ou aux metaux) du groupe VIII est de preference compris entre 1,0 et 20, de maniere preferee entre 2,0 et 10. Par exemple, la section reactionnelle d’hydrotraitement de I’etape b) du procede comprend un catalyseur d’hydrotraitement comprenant entre 0,5% et 10% en poids de nickel, de preference entre 1% et 8% en poids de nickel, exprime en oxyde de nickel NiO par rapport au poids total du catalyseur d’hydrotraitement, et entre 1,0% et 30% en poids de molybdene, de preference entre 3,0% et 29% en poids de molybdene, exprime en oxyde de molybdene MoOs par rapport au poids total du catalyseur d’hydrotraitement, sur un support mineral, de preference sur un support d’alumine. Le support dudit catalyseur d’hydrotraitement est avantageusement choisi parmi I’alumine, la silice, les silices-alumines, la magnesie, les argiles et leurs melanges. Ledit support peut en outre renfermer des composes dopants, notamment des oxydes choisis parmi I’oxyde de bore, en particulier le trioxyde de bore, la zircone, la cerine, I’oxyde de titane, I’anhydride phosphorique et un melange de ces oxydes. De preference, ledit catalyseur d’hydrotraitement comprend un support d’alumine, de maniere preferee un support d’alumine5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 26 PCT/EP2023/059938 dope avec du phosphore et eventuellement du bore. Lorsque I’anhydride phosphorique P2O5 est present, sa concentration est inferieure a 10% en poids par rapport au poids de I’alumine et avantageusement d’au moins 0,001 % poids par rapport au poids total de I’alumine. Lorsque Ie trioxyde de bore B2O3 est present, sa concentration est inferieure a 10% en poids par rapport au poids de I’alumine et avantageusement d’au moins 0,001 % par rapport au poids total de I’alumine. L’alumine utilisee peut etre par exemple une alumine y (gamma) ou 0 (eta). Ledit catalyseur d’hydrotraitement est par exemple sous forme d’extrudes. Avantageusement, ledit catalyseur d’hydrotraitement utilise dans I’etape b) du procede presente une surface specifique superieure ou egale a 250 m2/g, de preference superieure ou egale a 300 m2/g. La surface specifique dudit catalyseur d’hydrotraitement est avantageusement inferieure ou egale a 800 m2/g, de preference inferieure ou egale a 600 m2/g, en particulier inferieure ou egale a 400 m2/g. La surface specifique du catalyseur d’hydrotraitement est mesuree par la methode BET, c’est-a-dire la surface specifique determinee par adsorption d'azote conformement a la norme ASTM D 3663-78 etablie a partir de la methode BRUNAUER-EMMETT-TELLER decrite dans Ie periodique 'The Journal of the American Chemical Society", 6Q, 309 (1938). Une telle surface specifique permet d’ameliorer encore I’elimination des contaminants, en particulier des metaux comme Ie silicium. Selon un autre aspect de I'invention, Ie catalyseur d’hydrotraitement tel que decrit plus haut comprend en outre un ou plusieurs composes organiques contenant de I'oxygene et/ou de I'azote et/ou du soufre. Un tel catalyseur est souvent designe par Ie terme "catalyseur additive". Generalement, Ie compose organique est choisi parmi un compose comportant une ou plusieurs fonctions chimiques choisies parmi une fonction carboxylique, alcool, thiol, thioether, sulfone, sulfoxyde, ether, aldehyde, cetone, ester, carbonate, amine, nitrile, imide, oxime, uree et amide ou encore les composes incluant un cycle furanique ou encore les sucres. De maniere preferee, I’etape b) peut mettre en oeuvre en amont du ou des catalyseurs d’hydrogenation au moins un lit de garde ou une serie de lits de garde de type « grading » tel que decrit ci-dessus pour I’etape a). Avantageusement, I’etape b) d’hydrotraitement permet I’hydrogenation d’au moins 80%, et de preference de la totalite des olefines restantes apres I’etape a) d’hydrogenation, mais aussi la conversion au moins en partie d’autres impuretes presentes dans la charge, comme les composes aromatiques, les composes metalliques, les composes soufres, les composes5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 27 PCT/EP2023/059938 azotes, les composes halogenes (notamment les composes chlores), les composes oxygenes. De preference, la teneur en azote en sortie de I’etape b) est inferieure a 100 ppm poids. De preference, la teneur en soufre en sortie de I’etape b) est inferieure a 100 ppm poids. L’etape b) peut egalement permettre de reduire encore la teneur en contaminants, comme celle des metaux, en particulier la teneur en silicium. De preference, la teneur en metaux en sortie de I’etape b) est inferieure a 10 ppm poids, et de maniere preferee inferieure a 2 ppm poids, et la teneur en silicium est inferieure a 5 ppm poids. En fonction de la teneur en composes soufres dans la charge initiale a traiter, un flux contenant un agent sulfurant peut etre injecte en amont de I’etape optionnelle de pretraitement aO), de I’etape a) optionnelle d’hydrogenation et/ou I’etape b) d’hydrotraitement et/ou en amont d’une des etapes optionnelles g) d’hydrocraquage lorsqu’elles sont presentes, de preference en amont de I’etape a) d’hydrogenation et/ou I’etape b) d’hydrotraitement afin d’assurer une quantite suffisante en soufre pour former I’espece active du catalyseur (sous forme sulfures ). Cette etape d’activation ou de sulfuration s’effectue par les methodes bien connues de I'Homme de I'art, et avantageusement sous une atmosphere sulfo-reductrice en presence d’hydrogene et d’hydrogene sulfure. Les agents sulfurants sont preferablement Ie gaz H2S, Ie soufre elementaire, Ie CS2, les mercaptans, les sulfures et/ou polysulfures, les coupes hydrocarbonees a point d'ebullition inferieur a 400°C contenant des composes soufres ou tout autre compose contenant du soufre utilise pour I’activation des charges hydrocarbures en vue de sulfurer Ie catalyseur. Lesdits composes contenant du soufre sont avantageusement choisis parmi les disulfures d’alkyle tel que par exemple Ie disulfure de dimethyle (DMDS), les sulfures d’alkyle, tel que par exemple Ie sulfure de dimethyle, les thiols tel que par exemple Ie n-butylmercaptan (ou 1-butanethiol) et les composes polysulfures de type tertiononylpolysulfure. Le catalyseur peut egalement etre sulfure par Ie soufre contenu dans la charge a desulfurer. De maniere preferee, le catalyseur est sulfure in situ en presence d'un agent sulfurant et d'une charge hydrocarbonee. De maniere tres preferee le catalyseur est sulfure in situ en presence de la charge additivee de disulfure de dimethyle. L’injection d’un agent sulfurant est notamment necessaire en debut du cycle catalytique, le temps que l’H2S se forme pour etre separe dans I’etape d) et recycle en amont de I’etape a) et/ou de I’etape b) et/ou de I’etape g), ou encore en amont de I’etape d’hydrogenation selective du pretraitement aO). Des injections supplementaires tout au long du cycle catalytique peuvent etre necessaires afin de compenser la perte naturelle. Dependant, le fait5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 28 PCT/EP2023/059938 de pouvoir recycler une phase gazeuse contenant l’H2S sans Ie NH3 par la presente invention permet de reduire considerablement la consommation de I’agent sulfurant. Etape c) de separation Selon I’invention, Ie procede de traitement comprend une etape c) de separation, avantageusement mise en oeuvre dans au moins une section de lavage/separation, alimentee au moins par I’effluent hydrotraite issu de I’etape b), et eventuellement par I’effluent hydrocraque issu des etapes g) et g’) optionnelles, et une solution aqueuse, pour obtenir au moins un effluent gazeux, un premier effluent aqueux et un effluent hydrocarbone. L’effluent gazeux obtenu a I’issu de I’etape c) comprend avantageusement de I’hydrogene, de preference comprend au moins 80 % volume, de preference au moins 85 % volume, d’hydrogene. Avantageusement, ledit effluent gazeux peut au moins en partie etre recycle vers les etapes a) d’hydrogenation et/ou b) d’hydrotraitement et/ou g) d’hydrocraquage, Ie systeme de recyclage pouvant comprendre une section de purification. L’effluent gazeux peut aussi faire I’objet de separation(s) complementaire(s) en vue de recuperer au moins un gaz riche en hydrogene et/ou des hydrocarbures legers, notamment de I’ethane, du propane et du butane, qui peuvent avantageusement etre envoyes separement ou en melange dans un ou des fours de I’etape h) de vapocraquage de maniere a accroitre Ie rendement global en olefines. L’effluent hydrocarbone issu de I’etape c) de separation est envoye, en partie ou en totalite, soit directement en entree d’une unite de vapocraquage, soit vers une etape f) optionnelle de fractionnement. De preference, l’effluent liquide hydrocarbone est envoye, en partie ou en totalite, vers une etape f) de fractionnement. Le premier effluent aqueux obtenu a I’issu de I’etape c) comprend avantageusement des seis d’ammonium et/ou de I’acide chlorhydrique ainsi que du H2S et NH3 dissous. Cette etape c) de separation permet en particulier d’eliminer les seis de chlorure d’ammonium, qui se ferment par reaction entre les ions chlorure, liberes par I’hydrogenation des composes chlores sous forme HCI notamment lors des etapes a) et b) puis dissolution dans I’eau, et les ions ammonium, generes par I’hydrogenation des composes azotes sous forme de NH3 notamment lors de I’etape b) et/ou apportes par injection d’une amine puis dissolution dans I’eau, et ainsi de limiter les risques de bouchage, en particulier dans les lignes de transfert et/ou dans les sections du procede de I’invention et/ou les lignes de transfert vers le vapocraqueur, du a la precipitation des seis de chlorure d’ammonium. II5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 29 PCT/EP2023/059938 permet aussi d’eliminer I’acide chlorhydrique forme par la reaction des ions hydrogene et des ions chlorures. Cette etape c) permet aussi d’eliminer les seis de sulfure d’ammonium ((NH4)2S) qui se forment par reaction entre l’H2S issu de I’hydrodesulfuration des composes sulfures et Ie NH3. En fonction de la teneur en composes chlores dans la charge initiale a traiter, un flux contenant un compose azote telle qu’une amine, par exemple la monoethanolamine, la diethanolamine et/ou la monodiethanolamine peut etre injecte en amont de I’etape d’hydrogenation selective du pretraitement aO) et/ou en amont de I’etape a) d’hydrogenation et/ou entre I’etape a) d’hydrogenation et I’etape b) d’hydrotraitement et/ou entre I’etape g) d’hydrocraquage et I’etape c) de separation, de preference en amont de I’etape a) d’hydrogenation afin d’assurer une quantite suffisante en ions ammonium pour combiner les ions chlorure formes lors de I’etape d’hydrotraitement, permettant ainsi de limiter la formation d’acide chlorhydrique et ainsi de limiter la corrosion en aval de la section de separation. Selon une variante, ladite phase gazeuse contenant Ie NH3 issue de I’etape e) peut egalement etre utilisee en tant que compose azote. Avantageusement, I’etape c) de separation comprend une injection d’une solution aqueuse, de preference une injection d’eau, dans I’effluent hydrotraite issu de I’etape b), ou I’effluent hydrocraque issu de I’etape g) optionnelle, en amont de la section de lavage/separation, de maniere a dissoudre au moins en partie des seis de chlorure d’ammonium et/ou de I’acide chlorhydrique et ameliorer ainsi I’elimination des impuretes chlorees et reduire les risques de bouchages dus a une accumulation des seis de chlorure d’ammonium. L’etape c) de separation est avantageusement operee a une temperature comprise entre 20 et450°C, preferentiellement entre 100 et440°C, de maniere preferee entre 200 et420°C. II est important d’operer dans cette gamme de temperature (et done de ne pas trop refroidir I’effluent hydrotraite) au risque de bouchage dans les lignes du a la precipitation des seis de chlorure d’ammonium. Avantageusement, I’etape c) de separation est operee a une pression proche de celle mise en oeuvre dans les etapes a) et/ou b), de preference entre 1,0 et 10,0 MPa, de maniere a faciliter Ie recyclage d’hydrogene. L'etape de separation peut avantageusement etre mise en oeuvre par toute methode connue de I'homme du metier telle que par exemple la combinaison d’un ou plusieurs separateur(s) (ballon(s)), et/ou une ou plusieurs colonne(s) de stripage, ce ou ces separateur(s) (ballon(s)) et/ou colonnes pouvant optionnellement etre alimente(s) par un gaz de stripage, par exemple un flux de gaz riche en hydrogene. La section de lavage/separation de I’etape c) peut au5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 30 PCT/EP2023/059938 moins en partie etre realisee dans des equipements de lavage et de separation communs ou distincts. Dans un mode de realisation eventual de I’invention, I’etape c) de separation comprend I’injection d’une solution aqueuse dans I’effluent hydrotraite issu de I’etape b), suivi de la section de lavage/separation comprenant avantageusement une phase de separation permettant d’obtenir au moins un premier effluent aqueux charge en seis d’ammonium, un effluent hydrocarbone liquide lave et un effluent gazeux partiellement lave. Ledit premier effluent aqueux charge en seis d’ammonium et I’effluent hydrocarbone liquide lave peuvent ensuite etre separes dans un ballon decanteur afin d’obtenir ledit effluent hydrocarbone et ledit premier effluent aqueux. Ledit effluent gazeux partiellement lave peut parallelement etre introduit dans une colonne de lavage ou il circule a contrecourant d’un flux aqueux, de preference de meme nature que la solution aqueuse injectee dans I’effluent hydrotraite, ce qui permet d’eliminer au moins en partie, de preference en totalite, I’acide chlorhydrique contenu dans I’effluent gazeux partiellement lave et d’obtenir ainsi ledit effluent gazeux, comprenant de preference essentiellement de I’hydrogene, et un flux aqueux acide. Ledit premier effluent aqueux issu du ballon decanteur peut eventuellement etre melange avec ledit flux aqueux acide, et etre utilise, eventuellement en melange avec ledit flux aqueux acide dans un circuit de recyclage d’eau pour alimenter I’etape c) de separation en ladite solution aqueuse en amont de la section de lavage/separation et/ou en ledit flux aqueux dans la colonne de lavage. Ledit circuit de recyclage d’eau peut comporter un appoint d’eau et/ou d’une solution basique et/ou une purge permettant d’evacuer les seis dissous. Dans un autre mode de realisation eventuel de I’invention, I’etape c) de separation peut comprendre avantageusement une section de lavage/separation a « haute pression » qui opere a une pression proche de la pression de I’etape a) d’hydrogenation et/ou de I’etape b) d’hydrotraitement et/ou de I’etape g) d’hydrocraquage optionnelle, de preference entre 1,0 et 10,0 MPa, afin de faciliter Ie recyclage d’hydrogene. Cette eventuelle section « haute pression » de I’etape c) peut etre completee par une section « basse pression », afin d’obtenir un effluent hydrocarbone depourvu d’une partie des gaz dissous a haute pression et destinee a etre traitee directement dans un procede de vapocraquage ou optionnellement etre envoyee dans I’etape f) de fractionnement. Variante etape c) de separation en deux etapes Dans un mode de realisation eventuel de I’invention, I’etape c) de separation comprend les etapes suivantes : c1) une etape de separation, alimentee par I’effluent hydrotraite issu de I’etape b), ladite etape etant operee a une temperature comprise entre 200 et 450°C et a une pression5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 31 PCT/EP2023/059938 sensiblement identique a la pression de I’etape b) pour obtenir au moins un effluent gazeux et un effluent liquide dont une partie peut etre recyclee en amont de I’etape a) et/ou de I’etape b), c2) une etape de separation, alimentee par I’effluent gazeux issu de I’etape c1) et une autre partie de I’effluent liquide issu de I’etape c1) et une solution aqueuse, ladite etape etant operee a une temperature comprise entre 20 et inferieure a 200°C, et a une pression sensiblement identique ou inferieure a la pression de I’etape b), pour obtenir au moins un effluent gazeux, un premier effluent aqueux et un effluent hydrocarbone. Etape c1) Selon I’invention, Ie procede de traitement peut comprendre une etape cl) de separation, alimentee par I’effluent hydrotraite issu de I’etape b), ladite etape etant operee a une temperature comprise entre 200 et 450°C et a une pression sensiblement identique a la pression de I’etape b) pour obtenir au moins un effluent gazeux et un effluent liquide dont une partie peut etre recyclee en amont de I’etape a) et/ou de I’etape b). L’etape de separation c1) est une etape de separation dite haute pression ou moyenne pression a haute temperature, aussi connue de I’homme du metier sous Ie nom HHPS (pour « Hot High Pressure Separator » selon la terminologie anglo-saxonne). Ainsi, cette etape c1) met en oeuvre de preference un separateur dit « chaud a haute pression », la pression etant sensiblement egale a la pression operatoire de I’etape b). On entend par « pression sensiblement egale la pression de I’etape b) » la pression de I’etape b) avec une difference de pression comprise entre 0 et 1 MPa, de preference comprise entre 0,005 et 0,3 MPa, et de maniere particulierement preferee comprise entre 0,01 et 0,2 MPa par rapport a la pression de I’etape b). De preference, la pression de I’etape c1) est la pression de I’etape b) diminuee des pertes de charges. La temperature a laquelle la separation est effectuee est comprise entre 200 et 450°C, de preference comprise entre 220 et 330°C, et de maniere particulierement preferee comprise entre 240 et 300°C. Selon une variante preferee, et au vu de recuperer Ie plus de calories, la separation est effectuee a une temperature la plus haute possible mais inferieure ou egale a la temperature de sortie de I’etape b) ce qui permet d’eviter ou de limiter un rechauffage (et done un besoin de calories) de I’effluent de I’etape b). Selon une autre variante, I’effluent de I’etape b) peut etre rechauffe ou refroidit avant la separation. Cette etape c1) de separation peut avantageusement etre mise en oeuvre par toute methode connue de I'homme du metier telle que par exemple la combinaison d’un ou plusieurs5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 32 PCT/EP2023/059938 separateur(s) (ballon(s)), et/ou une ou plusieurs colonne(s) de stripage, ce ou ces separateur(s) (ballon(s)) et/ou colonnes pouvant optionnellement etre alimente(s) par un gaz de stripage, par exemple un flux de gaz riche en hydrogene. De preference, I’etape c) est mise en oeuvre avec un seul separateur (ballon). Une partie de I’effluent liquide peut etre recyclee en amont de I’etape a) et/ou de I’etape b) et/ou en amont de I’etape d’hydrogenation selective du pretraitement aO). Le recyclage d’une partie du produit obtenu vers ou en amont d’au moins une des etapes reactionnelles permet avantageusement d’une part de diluer les impuretes et d’autre part de controler la temperature dans la ou les etape(s) reactionnelle(s), dans la(les)quelle(s) des reactions mises en jeu peuvent etre fortement exothermiques. Avantageusement, la quantite d’effluent liquide issu de I’etape c) recycle, c’est-a-dire la fraction de produit obtenu recyclee, est ajustee de sorte que le rapport ponderal entre le flux de recycle de I’etape c) et la charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques, c’est-adire la charge a traiter alimentant le procede global, est inferieur ou egal a 10, de preference inferieur ou egal a 7, et preferentiellement superieur ou egal a 0,001, de preference superieur ou egal a 0,01, et de maniere preferee superieur ou egal a 0,1. De maniere preferee, la quantite d’effluent liquide issu de I’etape c) recycle est ajustee de sorte que le rapport ponderal entre le flux de recycle et la charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques est compris entre 0,01 et 10, de preference compris entre 0,1 et 7, et de maniere particulierement preferee compris entre 0,2 et 5. Ce taux de recycle permet notamment de controler la montee de la temperature dans I’etape a). En effet, lorsque le taux de recycle est eleve, le taux de dilution de la charge est eleve, et la montee de temperature en debut de section reactionnelle de I’etape a), notamment due aux reactions d’hydrogenation des diolefines, est ainsi controlable par I’effet de dilution. La separation a haute pression et haute temperature permet d’une part de maximiser la recuperation d’energie par le recycle a chaud d’une partie de I’effluent liquide. En effet, I’energie pour atteindre la temperature d’entree necessaire dans I’etape a) et/ou I’etape b) peut au moins en partie etre apportee par la chaleur d’une partie de I’effluent liquide issu de I’etape c) et permet egalement de diminuer voire eliminer un eventuel prechauffage par chauffage direct de la charge au-dela d’une temperature superieure a 200°C pour eviter la formation de gommes. De plus, le fait de recycler au moins une partie de I’effluent liquide a haute pression permet d’economiser de I’energie pour sa pressurisation dans I’etape a) et/ou I’etape b). La separation a haute pression et haute temperature permet d’autre part de minimiser la quantite de fraction legere (coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 33 PCT/EP2023/059938 d’ebullition inferieur ou egal a 175°C ou naphta) contenue dans I’effluent liquide recyclee dans I’etape a) et/ou I’etape b). A cette temperature, la quasi-totalite de la fraction legere de I’effluent (naphta) part en effluent gazeux vers I’etape c2) de separation/lavage tandis qu’en phase liquide on a majoritairement la fraction lourde de la charge (coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C ou distillats moyens). De cette maniere, on favorise la ppH2 dans I’etape a) et/ou dans I’etape b) car la fraction legere (naphta) pourrait se vaporiser en partie et baisser la ppH2si elle n’etait pas au moins en partie eliminee lors de la separation a haute pression et haute temperature. L’elimination de la fraction legere comprenant Ie naphta peut optionnellement etre accrue par une legere detente en amont d’au moins un separateur mis en oeuvre dans I’etape c1) meme si cette mise en oeuvre n’est pas preferee du fait de la perte energetique liee a la detente. Une autre option pour accroitre l’elimination de la fraction legere comprenant Ie naphta peut consister a realiser un stripage, par exemple en injectant un gaz riche en hydrogene dans I’etape c1). Selon une variante preferee, au moins une partie de I’effluent liquide hydrotraite issu de I’etape c) peut avantageusement etre soit refroidi, soit pre-chauffe, si necessaire, soit garde a la meme temperature qu’en sortie de I’etape c) de separation, avant d'etre avantageusement recycle en amont de I’etape a) d'hydrogenation et/ou de I’etape b) d’hydrotraitement, selon la temperature et Ie debit de charge et d'hydrogene, de maniere a ce que la temperature du flux entrant, comprenant ladite charge en melange avec au moins une partie dudit effluent liquide issu de I’etape c) et d'un gaz riche en hydrogene, soit comprise entre 140 et 430°C, de preference entre 220 et 350°C, et de maniere particulierement preferee entre 260 et 330°C. Dans Ie cas ou au moins une partie de I’effluent liquide issu de I’etape c) de separation est pre-chauffe avant d'etre recycle en amont de I’etape a) et/ou I’etape b), ledit effluent passe eventuellement dans au moins un echangeur et/ou au moins un four avant d'etre recycle en amont de I’etape a) et/ou I’etape b), de maniere a ajuster la temperature dudit effluent liquide recycle. Dans Ie cas oil au moins une partie de I’effluent liquide issu de I’etape c) de separation est refroidi avant d'etre recycle en amont de I’etape a) et/ou I’etape b), ledit effluent passe eventuellement dans au moins un echangeur et/ou au moins un aerorefrigerant avant d'etre recycle en amont de I’etape a) et/ou I’etape b), de maniere a ajuster la temperature dudit effluent liquide recycle. La mise en oeuvre du recycle en amont de I’etape a) d’hydrogenation et/ou en amont de I’etape b) d’hydrotraitement, d’au moins une partie de I’effluent liquide issu de I’etape c) qui5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 34 PCT/EP2023/059938 peut etre soit refroidi soit prechauffe, si necessaire, soit garde a la meme temperature qu'en sortie de I’etape c) de separation, permet done d'ajuster la temperature du flux entrant a l’etape a) et/ou a I’etape b), selon Ie besoin. Selon une variante, la charge, avant d’etre melangee avec au moins une partie de I’effluent issu de I’etape c), peut etre prechauffee par chauffage directe a une temperature allant jusqu’a 200°C, de preference jusqu’a 180°C, et de maniere particulierement preferee jusqu’a 150°C. Au-dessus de cette temperature, Ie contact d'une paroi lors du chauffage directe peut induire la formation de gommes et/ou de coke ce qui peut provoquer un encrassement et une augmentation de la perte de charge du systeme de chauffage de la charge ainsi que du ou des lits de catalyseurs. Le chauffage de la charge a une temperature au-dessus de 150°C, de preference au-dessus de 180°C, et de maniere particulierement preferee audessus de 200°C est de preference effectue par chauffage indirecte par au moins une partie de I’effluent issu de I’etape c). Ainsi, I'elevation de temperature au-dessus de 150°C, de preference au-dessus de 180°C et de maniere particulierement preferee au-dessus de 200°C de la charge est provoquee par melange avec un liquide plus chaud, et non par contact avec une paroi chauffee. Selon une autre variante, le chauffage de la charge a une temperature au-dessus de 150°C, de preference au-dessus de 180°C, et de maniere particulierement preferee au-dessus de 200°C est effectue par des fours ou des echangeurs dimensionnes pour avoir une temperature de paroi tres faible par rapport a la temperature de la charge, par exemple un four electrique. Selon une autre variante, la charge est entierement chauffee par chauffage indirecte par au moins une partie de I’effluent issue de I’etape c). Dans ce cas, la charge n’est pas prechauffee avant d’etre melangee avec au moins une partie de I’effluent issu de I’etape c). Selon une autre variante, la charge n’est pas chauffee par chauffage indirect par au moins une partie de I’effluent issue de I’etape c). Dans ce cas, la charge et la partie de I’effluent issue de I’etape c) recycle sont melangees, la partie de I’effluent issue de I’etape c) recycle ayant sensiblement la meme temperature ou une temperature inferieure que la charge. Un autre flux de chauffage est avantageusement constitue d'un effluent gazeux riche en hydrogene provenant de I'appoint en hydrogene et/ou de I’effluent gazeux issu de I’etape c) de separation. Au moins une partie de cet effluent gazeux riche en hydrogene provenant de I'appoint en hydrogene et/ou de I’effluent gazeux issu de I’etape c) de separation est avantageusement injecte en melange avec au moins une partie de I’effluent liquide issu de I’etape c) ou separement, en amont de I’etape a) et/ou de I’etape b). Le flux gazeux riche en hydrogene peut done etre avantageusement soit pre-chauffe en melange avec au moins une partie de I’effluent liquide soit pre-chauffe separement avant melange de preference par5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 35 PCT/EP2023/059938 passage eventuel dans au moins un echangeur et/ou au moins un four ou tout autre moyen de chauffage connu de I'homme du metier. Etape c2) Selon I’invention, Ie procede de traitement comprend une etape c2) de separation, avantageusement mise en oeuvre dans au moins une section de lavage/separation, alimentee par Ie premier effluent gazeux et une autre partie de I’effluent liquide issu de l’etape c1) et une solution aqueuse, ladite etape etant operee a une temperature comprise entre 20 et inferieure a 200°C, et a une pression sensiblement identique ou inferieure a la pression de l’etape b), pour obtenir au moins un effluent gazeux, un premier effluent aqueux et un effluent hydrocarbone. L’etape de separation c2) est mise en oeuvre dans au moins un ballon separateur dit haute pression ou moyenne pression a basse temperature, aussi connue de I’homme du metier sous Ie nom CHPS (pour « Cold High Pressure Separator » selon la terminologie anglosaxonne). Ainsi, cette etape c2) met en oeuvre de preference un separateur dit « froid a haute pression », la pression etant sensiblement egale a la pression operatoire de l’etape b). On entend par « pression sensiblement egale la pression de l’etape b) » la pression de l’etape b) avec une difference de pression comprise entre 0 et 1 MPa, de preference comprise entre 0,005 et 0,3 MPa, et de maniere particulierement preferee comprise entre 0,01 et 0,2 MPa par rapport a la pression de l’etape b). De preference, la pression de l’etape c2) est la pression de l’etape b) diminuee des pertes de charges. Le fait d’operer au moins une partie de l’etape c2) de separation a une pression sensiblement identique a la pression operatoire de l’etape b) facilite par ailleurs le recyclage d’hydrogene. L’etape de separation c2) peut aussi etre effectuee a une pression inferieure a la pression de l’etape b). L’etape de separation c2) peut aussi comprendre une (premiere) etape de separation a une pression sensiblement egale a la pression operatoire de l’etape b), suivie d’au moins une autre etape de separation operee a une temperature identique ou inferieure et a une pression inferieure a chaque etape de separation de l’etape c2) precedente. La temperature a laquelle la separation de l’etape c2) est effectuee est comprise entre 20 et inferieure a 200°C, de preference comprise entre 25 et 120°C, et de maniere particulierement preferee comprise entre 30 et 70°C.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 36 PCT/EP2023/059938 II est important d’operer dans cette gamme de temperature (et done de ne pas trop refroidir I’effluent hydrotraite) au risque de bouchage dans les lignes du a la precipitation des seis de chlorure d’ammonium. La section de lavage/separation de l’etape c2) peut au moins en partie etre realisee dans des equipements de lavage et de separation communs ou distincts, ces equipements etant bien connus (ballons separateurs pouvant operes a differentes pressions et temperatures, pompes, echangeurs de chaleurs, colonnes de lavage, etc.). L’etape c2) de separation peut notamment etre effectuee telle que l’etape c) decrite ci-dessus. Lorsqu’une (ou deux) etapes d’hydrocraquage sont presentes (decrites ci-dessous), cette etape c2) peut en plus etre alimentee par au moins une partie de I’effluent hydrocraque issu d’une etape g) d’hydrocraquage optionnelle. Au moins une partie de I’effluent hydrocarbone issu de l’etape c2) peut etre recyclee en tant que trempe liquide (ou quench selon la terminologie anglo-saxonne) en amont de l’etape a et/ou de l’etape b) et/ou de l’etape g). L’injection de I’effluent hydrocarbone issu de l’etape c2) peut etre effectuee au niveau du premier lit catalytique de la section reactionnelle de l’etape a) et/ou de l’etape b) et/ou de l’etape g) ou entre les differents lits catalytiques de chaque section. Lorsque la section reactionnelle d’hydrogenation de l’etape a) comprend deux reacteurs fonctionnent en mode permutable, au moins une partie de I’effluent hydrocarbone issu de l’etape c2) peut etre recyclee entre les deux reacteurs. Etape d) de separation de l’H2S contenu dans Ie premier effluent aqueux Selon I’invention, Ie procede de traitement comprend une etape d) de separation de l’H2S contenu dans Ie premier effluent aqueux pour obtenir une phase gazeuse contenant l’H2S et un deuxieme effluent aqueux, ladite phase gazeuse contenant l’H2S est de preference au moins en partie recyclee en amont de l’etape a) et/ou l’etape b) et/ou de l’etape g). L’etape d) de separation de l’H2S contenu dans Ie premier effluent aqueux est avantageusement effectuee par stripage a I’aide d’un flux gazeux, de preference inerte, dans une colonne de stripage. Une colonne de stripage est une colonne de distillation dans laquelle un flux gazeux, de preference inerte est injecte en fond de colonne. La phase gazeuse contenant l’H2S est recuperee en tete de colonne et un deuxieme effluent aqueux est recupere en fond de la colonne. Le flux gazeux inerte peut etre de I’hydrogene, de I’azote ou de la vapeur. De preference, l’etape d) est effectuee par stripage a la vapeur. Le stripage a I’aide d’un flux gazeux, de preference inerte permet d’obtenir une tres faible teneur en H2S dissous dans le deuxieme effluent aqueux en fond de la colonne de stripage.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 37 PCT/EP2023/059938 L’etape d) de separation de l’H2S est generalement opere a une pression comprise entre 0,5 et 1,5 MPa, de preference comprise entre 0,5 et 1 MPa, et de maniere particulierement preferee comprise entre 0,6 et 0,9 MPa. Le stripage est generalement opere a une temperature comprise entre 80 et 150°C, de preference entre 120 et 145°C (en tete et fond de la colonne respectivement). Le debit du flux gazeux inerte est generalement tel que le rapport entre le debit du flux gazeux inerte exprime en normaux m3 par heure (Nm3/h) et le debit de premier effluent aqueux a traiter exprime en m3 par heure aux conditions standards (15°C, 0,1 MPa) est compris entre 50 et 600 Nm3/m3, de preference entre 200 et 400 Nm3/m3. On entend par normaux m3 la quantite de gaz dans un volume de 1 m3 a 0°C et 0,1 MPa. Le stripage effectue dans ces conditions operatoires permet notamment de separer H2S de dudit premier effluent aqueux sans entrainer le NH3 (qui reste majoritairement dans la phase aqueuse). Selon une variante, a l’etape d) une partie de la phase gazeuse en tete de la colonne de stripage comprenant l’H2S et le flux gazeux inerte (vapeur) est condensee et est de preference reinjectee au moins en partie en tant que reflux liquide dans la partie superieure de la colonne de stripage. La condensation est generalement effectuee par refroidissement a une temperature comprise entre 30 et 65°C, par exemple par de I’eau froide. Le reflux liquide permet de controler/diminuer la temperature en tete de colonne de stripage. Ladite phase gazeuse contenant l’H2S soutire en tete de colonne de stripage est au moins en partie recyclee en amont de l’etape a) et/ou l’etape b) et/ou encore en amont de l’etape g) d’hydrocraquage et/ou en amont de l’etape d’hydrogenation selective du pretraitement aO) lorsqu’elles sont presentes, afin d'agir comme agent sulfurant pour le ou les catalyseurs. Avant son recyclage elle peut subir au moins une etape supplementaire de purification, par exemple un contactage avec liquide ou un lavage aux amines. Selon une autre variante, l’etape d) de separation de l’H2S contenu dans le premier effluent aqueux peut aussi etre effectuee par extraction liquide/liquide dans laquelle un solvant inerte ou reactif est mis en contact avec I’effluent aqueux. Etape e) de separation du NH3 contenu dans le deuxieme effluent aqueux Selon I’invention, le procede de traitement comprend une etape e) de separation du NH3 contenu dans le deuxieme effluent aqueux issu de l’etape d) pour obtenir une phase gazeuse contenant du NH3 et un troisieme effluent aqueux, ladite phase gazeuse contenant5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 38 PCT/EP2023/059938 Ie NH3 etant de preference au moins en partie recyclee en amont de l’etape a) et/ou l’etape b) et/ou de I’etape g). L’etape e) de separation du NH3 contenu dans Ie deuxieme effluent aqueux est avantageusement effectuee par stripage a I’aide d’un flux gazeux inerte dans une colonne de stripage. La phase gazeuse contenant du NH3 est recuperee en tete de colonne et un troisieme effluent aqueux est recupere en fond de la colonne. Le flux gazeux inerte peut etre de I’hydrogene, de I’azote ou de la vapeur. De preference, I’etape e) est effectuee par stripage a la vapeur. Le stripage a I’aide d’un flux gazeux inerte permet d’obtenir une tres faible teneur en NH3 dissous en fond de la colonne de stripage permettant de recuperer un troisieme effluent aqueux qui peut etre introduits dans un traitement des eaux usees classiques. L’etape e) de separation du NH3 est generalement opere a une pression comprise entre 0,1 et inferieure a 0,5 MPa, de preference comprise entre 0,05 et 0,2 MPa. Le stripage est generalement opere a une temperature comprise entre 80 et 150°C, de preference entre 120 et 145°C (en tete et fond de la colonne respectivement). Le debit du flux gazeux inerte est generalement tel que le rapport entre le debit du flux gazeux inerte exprime en normaux m3 par heure (Nm3/h) et le debit de charge a traiter exprime en m3 par heure aux conditions standards (15°C, 0,1 MPa) est compris entre 50 et 600 Nm3/m3, de preference entre 200 et 400 Nm3/m3. On entend par normaux m3 la quantite de gaz dans un volume de 1 m3 a 0°C et 0,1 MPa. Selon une variante, a l’etape e) une partie de la phase gazeuse en tete de la colonne de stripage comprenant du NH3 et le flux gazeux inerte (vapeur) est condensee et est de preference reinjectee au moins en partie en tant que reflux liquide dans la partie superieure de la colonne de stripage. La condensation est generalement effectuee par refroidissement a une temperature comprise entre 30 et 65°C, par exemple par de I’eau froide. Le reflux liquide permet de controler/diminuer la temperature en tete de colonne de stripage. Selon une variante, ladite phase gazeuse contenant le NH3 peut etre au moins en partie recyclee en amont de l’etape a) et/ou l’etape b) et/ou de l’etape g), et/ou encore en amont de l’etape d’hydrogenation selective aO), avantageusement dans des quantites stcechiometriques adaptees a la formation des seis lors de l’etape c) de separation/lavage. Etape f) (optionnelle) de fractionnement Le procede selon I’invention peut comprendre une etape de fractionnement de tout ou partie, de maniere preferee de la totalite, de I’effluent hydrocarbone issu de l’etape c), pour obtenir5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 39 PCT/EP2023/059938 au moins un flux gazeux et au moins deux flux hydrocarbones liquides, lesdits deux flux hydrocarbones liquides etant au moins une premiere coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C (coupe naphta), en particulier entre 80 et 175°C, et une deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C (coupe distillats moyens). L’etape f) permet en particulier d’eliminer les gaz dissous dans I’effluent liquide hydrocarbone, comme par exemple de I’ammoniac, de I’hydrogene sulfure et des hydrocarbures legers ayant 1 a 4 atomes de carbone. L’etape f) optionnelle de fractionnement est avantageusement operee a une pression inferieure ou egale a 3,0 MPa abs., de preference entre 0,5 et 2.5 MPa abs. Selon un mode de realisation, l’etape f) peut etre operee dans une section comprenant avantageusement au moins une colonne de stripage equipee d’un circuit de reflux comprenant un ballon de reflux. Ladite colonne de stripage est alimentee par I’effluent liquide hydrocarbone issu de l’etape c) et par un flux de vapeur d’eau. L’effluent liquide hydrocarbone issu de l’etape c) peut etre eventuellement rechauffe avant I’entree dans la colonne de stripage. Ainsi, les composes les plus legers sont entraines en tete de colonne et dans Ie circuit de reflux comprenant un ballon de reflux dans lequel s’opere une separation gaz/liquide. La phase gazeuse qui comprend les hydrocarbures legers, est soutiree du ballon de reflux, en un flux gazeux. La coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C est avantageusement soutiree du ballon de reflux. La coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C est avantageusement soutiree en fond de colonne de stripage. Selon d’autres modes de realisation, l’etape f) de fractionnement peut mettre en oeuvre une colonne de stripage suivie d’une colonne de distillation ou uniquement une colonne de distillation. Selon la destination ou I’utilisation des coupes issues de l’etape f) de fractionnement, I’homme du metier ajustera les points de coupes dans les operations de stripage et/ou de distillation. Par exemple, il peut etre necessaire d’ajuster Ie point final de la coupe naphta a 150, 175 ou 200°C. La premiere coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C et la deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C, eventuellement melangees, peu(ven)t etre envoyees, en tout ou partie, vers une unite de vapocraquage, a Tissue de laquelle des5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 40 PCT/EP2023/059938 olefines pourront etre (re)formees pour participer a la formation de polymeres. De preference, une partie seulement des dites coupes est envoyee vers une unite de vapocraquage ; au moins une fraction de la partie restante est eventuellement recyclee dans au moins une des etapes du procede et/ou envoyee vers une unite de stockage carburant, par exemple une unite de stockage naphta, une unite de stockage diesel ou une unite de stockage kerosene, issu de charges petrolieres conventionnelles. Selon un mode prefere, la premiere coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C, tout ou partie, est envoyee vers une unite de vapocraquage, tandis que la deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C est envoyee dans une etape g) d’hydrocraquage et/ou envoyee vers une unite de stockage carburant. Dans un mode de realisation particulier, I’etape optionnelle f) de fractionnement peut permettre d’obtenir, outre un flux gazeux, une coupe naphta comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C, de preference entre 80 et 175°C, et, une coupe distillats moyens comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C et inferieur a 385°C, et une coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur ou egal a 385°C, dite coupe hydrocarbonee lourde. La coupe naphta peut etre envoyee, en tout ou partie, vers une unite de vapocraquage et/ou vers I’unite de stockage naphta issu de charges petrolieres conventionnelles, elle peut encore etre recyclee; la coupe distillat moyens peut egalement etre, en tout ou partie, soit envoyee vers une unite de vapocraquage, soit vers une unite de stockage diesel issu de charges petrolieres conventionnelles, soit encore etre recyclee ; la coupe lourde peut quant a elle peut etre envoyee, au moins en partie, vers une unite de vapocraquage, ou etre envoyee dans I’etape g) d’hydrocraquage lorsqu’elle est presente. Dans un autre mode de realisation particulier, I’etape optionnelle f) de fractionnement peut permettre d’obtenir, outre un flux gazeux, une coupe naphta comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C, de preference entre 80 et 175°C, et une coupe kerosene comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C et inferieur ou egale a 280°C, une coupe diesel comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 280°C et inferieur a 385°C et une coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur ou egal a 385°C, dite coupe hydrocarbonee lourde. La coupe naphta, la coupe kerosene et/ou la coupe diesel peut (peuvent) etre, en tout ou partie, soit envoyee(s) vers une unite de vapocraquage, soit respectivement vers un pool naphta, kerosene ou diesel issu de charges petrolieres conventionnelles, soit etre recyclees. La coupe lourde peut quant a elle peut etre envoyee,5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 41 PCT/EP2023/059938 au moins en partie, vers une unite de vapocraquage, ou etre envoyee dans I’etape g) d’hydrocraquage lorsqu’elle est presente. Dans un autre mode de realisation particulier la coupe naphta comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C issue de I’etape f) est fractionnee en une coupe naphta lourde comprenant des composes ayant un point d’ebullition entre 80 et 175°C et une coupe naphta legere comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieure a 80°C, au moins une partie de ladite coupe naphta lourde etant envoyee vers un complexe aromatique comportant au moins une etape de reformage du naphta en vue de produire des composes aromatiques. Selon ce mode de realisation, au moins une partie de la coupe naphta legere est envoyee dans I’etape h) de vapocraquage decrite ci-dessous. Le ou les effluents gazeux issu(s) de I’etape f) de fractionnement peut (peuvent) faire I’objet de purification(s) et de separation(s) complementaire(s) en vue de recuperer au moins des hydrocarbures legers, notamment de I’ethane, du propane et du butane, qui peuvent avantageusement etre envoyes separement ou en melange dans un ou des fours de I’etape h) de vapocraquage de maniere a accroitre le rendement global en olefines. Etape (optionnelle) g) d’hydrocraquage Selon une variante, le procede de I’invention peut comprendre une etape g) d’hydrocraquage effectuee apres I’etape c) de separation avec au moins une partie dudit effluent hydrocarbone issu de I’etape c) ou effectuee apres I’etape f) de fractionnement avec au moins une partie de la deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C. Avantageusement, I’etape g) met en oeuvre les reactions d’hydrocraquage bien connues de I’homme du metier, et permet plus particulierement de convertir les composes lourds, par exemple des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C en composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C contenus dans I’effluent hydrocarbone issu de I’etape f) de fractionnement. D’autres reactions, comme I’hydrogenation des olefines, des aromatiques, I’hydrodemetallation, I’hydrodesulfuration, I’hydrodeazotation, etc. peuvent se poursuivent. Les composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C ont un BMCI eleve et contiennent par rapport a des composes plus legers, plus de composes naphteniques, naphteno-aromatiques et aromatiques menant ainsi a un ratio C/H plus eleve. Ce ratio eleve est une cause de cokage dans le vapocraqueur, necessitant ainsi des fours de vapocraquage dedies a cette coupe. Lorsqu’on souhaite minimiser le rendement de ces composes lourds (coupe distillats moyens) et maximiser le rendement de composes legers5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 42 PCT/EP2023/059938 (coupe naphta), on peut transformer ces composes au moins en partie en composes legers par hydrocraquage, coupe generalement favorisee pour une unite de vapocraquage. Ainsi, Ie procede de I’invention peut comprendre une etape g) d’hydrocraquage mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrocraquage, mettant en oeuvre au moins un reacteur a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d’hydrocraquage, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant alimentee par au moins une partie dudit effluent hydrocarbone issu de I’etape c) et/ou par au moins une partie de la deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C issue de I’etape f) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 250 et 450°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,5 et 20,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 h1 pour obtenir un premier effluent hydrocraque. Ainsi, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage est avantageusement mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 250 et 450°C, de preference entre 320 et 430°C, a une pression partielle d’hydrogene entre 1,5 et 20,0 MPa abs., de preference entre 3 et 18,0 MPa abs, et a une vitesse volumique horaire (VVH) entre 0,1 et 10,0 h1, de preference entre 0,1 et 5,0 h'1, preferentiellement entre 0,2 et 4 h'1. La couverture en hydrogene dans I’etape g) est avantageusement comprise entre 80 et 2000 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge fraiche qui alimente I’etape a), et de preference entre 200 et 1800 Nm3 d’hydrogene par m3 de charge fraiche qui alimente I’etape a). Les definitions de la temperature moyenne (WABT), de la VVH et de la couverture en hydrogene correspondent a celles decrites ci-dessus. Avantageusement, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage est mise en oeuvre a une pression equivalente a celle utilisee dans la section reactionnelle de I’etape a) d’hydrogenation ou de I’etape b) d’hydrotraitement. Avantageusement, ladite etape g) est mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrocraquage comprenant au moins un, de preference entre un et cinq, reacteur(s) a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a un, de preference compris entre un et dix, de maniere preferee compris entre deux et cinq, le(s)dit(s) lit(s) comprenant chacun au moins un, et de preference pas plus de dix, catalyseur(s) d’hydrocraquage. Lorsqu’un reacteur comprend plusieurs lits catalytiques, c’est-a-dire au moins deux, de preference entre deux et dix, de maniere preferee entre deux et cinq lits catalytiques, lesdits lits catalytiques sont de preference disposes en serie dans ledit reacteur.5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 43 PCT/EP2023/059938 L’effluent hydrocraque peut au moins en partie etre recycle dans I’etape a) d’hydrogenation et/ou dans I’etape b) d’hydrotraitement et/ou dans I’etape c) de separation. De preference, il est recycle dans I’etape c) de separation. L’etape d’hydrocraquage peut etre effectuee en une (etape g) ou deux etapes (etape g) et g’)). Lorsqu’elle est effectuee en deux etapes, on effectue une separation de l’effluent issue de la premiere etape d’hydrocraquage g) permettant d’obtenir une coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C (coupe distillats moyens), laquelle est introduite dans la deuxieme etape g’) d’hydrocraquage comprenant une deuxieme section reactionnelle d’hydrocraquage dediee, differente a la premiere section reactionnelle d’hydrocraquage g). Cette configuration est particulierement adaptee lorsqu’on souhaite produire uniquement une coupe naphta. La deuxieme etape d’hydrocraquage g’) est mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrocraquage, mettant en oeuvre au moins un reacteur a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d’hydrocraquage, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant alimentee par au moins une partie du premier effluent hydrocraque issue de la premiere etape d’hydrocraquage g) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 250 et 450°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,5 et 20,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 It 1, pour obtenir un deuxieme effluent hydrocraque. Les conditions operatoires preferees et catalyseurs utilises dans la deuxieme etape d’hydrocraquage sont celles decrites pour la premiere etape d’hydrocraquage. Les conditions operatoires et catalyseurs utilises dans les deux etapes d’hydrocraquage peuvent etre identiques ou differentes. La dite deuxieme etape d’hydrocraquage est de preference mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrocraquage comprenant au moins un, de preference entre un et cinq, reacteur(s) a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a un, de preference compris entre un et dix, de maniere preferee compris entre deux et cinq, le(s)dit(s) lit(s) comprenant chacun au moins un, et de preference pas plus de dix, catalyseur(s) d’hydrocraquage. Ges conditions operatoires utilisees dans la ou les etape(s) d’hydrocraquage permettent generalement d’atteindre des conversions par passe, en produits ayant au moins 80% en volume de composes ayant des points d’ebullition inferieurs ou egale a 175°C, de preference inferieurs a 160°C et de maniere preferee inferieurs a 150°C, superieures a 15% poids et de maniere encore plus preferee comprises entre 20 et 95% poids. Lorsque Ie procede est effectue en deux etapes d’hydrocraquage, la conversion par passe dans la deuxieme etape5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 44 PCT/EP2023/059938 est maintenue moderee afin de maximiser la selectivity en composes de la coupe naphta (ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C, en particulier entre 80°C et inferieur ou egal a 175°C). La conversion par passe est limitee par I’utilisation d’un taux de recycle eleve sur la boucle de la deuxieme etape d’hydrocraquage. Ce taux est defini comme Ie ratio entre Ie debit d’alimentation de I’etape g’) et Ie debit de la charge de I’etape a) ou de I’etape b), preferentiellement ce ratio est compris entre 0,2 et 4, de maniere preferee entre 0,5 et 2,5. L’effluent hydrocraque de la deuxieme etape d’hydrocraquage g’) peut au moins en partie etre recycle dans I’etape a) d’hydrogenation et/ou dans I’etape b d’hydrotraitement et/ou dans I’etape c) de separation. De preference, il est recycle dans I’etape c) de separation. La ou les etape(s) d’hydrocraquage ne permet(tent) ainsi pas forcement de transformer tous les composes hydrocarbones ayant un point d’ebullition superieur a 175°C (coupe distillats moyens) en composes hydrocarbonee ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C (coupe naphta). Apres I’etape de fractionnement f), il peut rester done une proportion plus ou moins importante de composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C. Pour augmenter la conversion, au moins une partie de cette coupe non convertie peut etre introduite dans une deuxieme etape d’hydrocraquage g’). Une autre partie peut etre purgee. En fonction des conditions operatoires du procede, ladite purge peut etre comprise entre 0 et 10% poids de la coupe comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C par rapport a la charge entrante, et de preference entre 0,5% et 5% poids. Conformement a I’invention, la ou les etape(s) d’hydrocraquage opere(nt) en presence d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage. Le ou les catalyseur(s) d’hydrocraquage utilise(s) dans la ou les etape(s) d’hydrocraquage sont des catalyseurs classiques d’hydrocraquage connus de I'Homme du metier, de type bifonctionnel associant une fonction acide a une fonction hydro-deshydrogenante et eventuellement au moins une matrice liante. La fonction acide est apportee par des supports de grande surface (150 a 800 m2/g generalement) presentant une acidite superficielle, telles que les alumines halogenees (chlorees ou fluorees notamment), les combinaisons d’oxydes de bore et d’aluminium, les silice-alumines amorphes et les zeolithes. La fonction hydrodeshydrogenante est apportee par au moins un metal du groupe VIB de la classification periodique et/ou au moins un metal du groupe VIII. De preference, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage comprennent une fonction hydrodeshydrogenante comprenant au moins un metal du groupe VIII choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthenium, le rhodium, le palladium et le platine, et de preference parmi le cobalt et le nickel. De preference, le(s)dit(s) catalyseurs comprennent egalement au moins un metal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdene et le tungstene, seul ou en melange, et5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 45 PCT/EP2023/059938 de preference parmi Ie molybdene et Ie tungstene. Des fonctions hydro-deshydrogenantes de type NiMo, NiMoW, NiWsont preferees. De preference, la teneur en metal du groupe VIII dans Ie ou les catalyseur(s) d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de preference entre 1 et 10% poids, les pourcentages etant exprimes en pourcentage poids d’oxydes par rapport au poids total du catalyseur. Lorsque Ie metal est Ie cobalt ou Ie nickel, la teneur en metal s’exprime en CoO et NiO respectivement. De preference, la teneur en metal du groupe VIB dans Ie ou les catalyseur(s) d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 35% poids, et de preference entre 10 et 30% poids, les pourcentages etant exprimes en pourcentage poids d’oxydes par rapport au poids total du catalyseur. Lorsque Ie metal est Ie molybdene ou Ie tungstene, la teneur en metal s’exprime en MoOs et WO3 respectivement. Le ou les catalyseur(s) d’hydrocraquage peuvent egalement comprendre eventuellement au moins un element promoteur depose sur le catalyseur et choisi dans le groupe forme par le phosphore, le bore et le silicium, eventuellement au moins un element du groupe VIIA (chlore, fluor preferes), eventuellement au moins un element du groupe VIIB (manganese prefere), et eventuellement au moins un element du groupe VB (niobium prefere). De preference, le ou les catalyseur(s) d’hydrocraquage comprennent au moins une matrice minerale poreuse amorphe ou mal cristallisee de type oxyde choisie parmi les alumines, les silices, les silice-alumines, les aluminates, I’alumine-oxyde de bore, la magnesie, la silicemagnesie, le zircone, I’oxyde de titane, I’argile, seuls ou en melange, et de preference les alumines ou les silice-alumines, seules ou en melange. De preference, la silice-alumine contient plus de 50% poids d’alumine, de preference plus de 60% poids d’alumine. De preference, le ou les catalyseur(s) d’hydrocraquage comprennent egalement eventuellement une zeolithe choisie parmi les zeolithes Y, de preference parmi les zeolithes USY, seules ou en combinaison, avec d’autres zeolithes parmi les zeolithes beta, ZSM-12, IZM-2, ZSM-22, ZSM-23, SAPO-11, ZSM-48, ZBM-30, seules ou en melange. De maniere preferee la zeolithe est la zeolithe USY seule. Dans le cas oil ledit catalyseur comprend une zeolithe, la teneur en zeolithe dans le ou les catalyseur(s) d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,1 et 80% poids, de preference comprise entre 3 et 70% poids, les pourcentages etant exprimes en pourcentage de zeolithe par rapport au poids total du catalyseur.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 46 PCT/EP2023/059938 Un catalyseur prefere comprend, et est de preference constitue, d’au moins un metal du groupe VIB et eventuellement d’au moins un metal du groupe VIII non noble, d’au moins un element promoteur, et de preference Ie phosphore, d’au moins une zeolithe Y et d’au moins un liant alumine. Un catalyseur encore plus prefere comprend, et est de preference constitue, du nickel, du molybdene, du phosphore, d’une zeolithe USY, et eventuellement aussi une zeolithe beta, et de I’alumine. Un autre catalyseur prefere comprend, et est de preference constitue, du nickel, du tungstene, de I’alumine et de la silice-alumine. Un autre catalyseur prefere comprend, et est de preference constitue, du nickel, du tungstene, d’une zeolithe USY, de I’alumine et de la silice-alumine. Ledit catalyseur d’hydrocraquage est par exemple sous forme d’extrudes. Dans une variante, Ie catalyseur d’hydrocraquage mis en oeuvre dans la deuxieme etape d’hydrocraquage comprend une fonction hydro-deshydrogenante comprenant au moins un metal noble du groupe VIII choisi parmi Ie palladium et Ie platine, seul ou en melange. La teneur en metal noble du groupe VIII est avantageusement comprise entre 0,01 et 5% poids et de preference entre 0,05 et 3% poids, les pourcentages etant exprimes en pourcentage poids d’oxydes (PtO ou PdO) par rapport au poids total du de catalyseur. Selon un autre aspect de I'invention, Ie catalyseur d’hydrocraquage comprend en outre un ou plusieurs composes organiques contenant de I'oxygene et/ou de I'azote et/ou du soufre. Un tel catalyseur est souvent designe par Ie terme "catalyseur additive". Generalement, Ie compose organique est choisi parmi un compose comportant une ou plusieurs fonctions chimiques choisies parmi une fonction carboxylique, alcool, thiol, thioether, sulfone, sulfoxyde, ether, aldehyde, cetone, ester, carbonate, amine, nitrile, imide, oxime, uree et amide ou encore les composes incluant un cycle furanique ou encore les sucres. La preparation des catalyseurs des etapes d’hydrogenation, d’hydrotraitement et d’hydrocraquage est connue et comprend generalement une etape d’impregnation des metaux du groupe VIII et du groupe VIB lorsqu’il est present, et eventuellement du phosphore et/ou du bore sur Ie support, suivie d’un sechage, puis eventuellement d’une calcination. Dans Ie cas de catalyseur additive, la preparation se fait generalement par simple sechage sans calcination apres introduction du compose organique. On entend ici par calcination un traitement thermique sous un gaz contenant de I’air ou de I’oxygene a une temperature superieure ou egale a 200°C. Avant leur utilisation dans une etape du procede,5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 47 PCT/EP2023/059938 les catalyseurs sont generalement soumis a une sulfuration afin de former I’espece active. Le catalyseur de I’etape a) peut aussi etre un catalyseur utilise sous sa forme reduite, impliquant ainsi une etape de reduction dans sa preparation. Le flux gazeux comprenant de I’hydrogene, qui alimente la section reactionnelle d’hydrogenation selective, d’hydrogenation, d’hydrotraitement et d’hydrocraquage peut etre constitue d’un appoint en hydrogene et/ou d’hydrogene recycle issu en particulier de I’etape c) de separation. De preference, un flux gazeux supplementaire comprenant de I’hydrogene est avantageusement introduit en entree de chaque reacteur, en particulier fonctionnant en serie, et/ou en entree de chaque lit catalytique a partir du second lit catalytique de la section reactionnelle. Ces flux gazeux supplementaires sont appeles encore flux de refroidissement. Ils permettent de controler la temperature dans le reacteur dans lequel les reactions mises en oeuvre sont generalement tres exothermiques. Ledit effluent hydrocarbone ou le(s)dit(s) flux hydrocarbone(s) ainsi obtenu(s) par traitement selon le procede de I’invention d’une huile de pyrolyse de plastiques, presente(nt) une composition compatible avec les specifications d’une charge en entree d’une unite de vapocraquage. En particulier, la composition de I’effluent hydrocarbone ou du(des)dit(s) flux hydrocarbone(s) est de preference telle que : - la teneur totale en elements metalliques est inferieure ou egale a 10,0 ppm poids, de preference inferieure ou egale a 2,0 ppm poids, preferentiellement inferieure ou egale a 1,0 ppm poids et de maniere preferee inferieure ou egale a 0,5 ppm poids, avec : une teneur en element silicium (Si) inferieure ou egale a 5,0 ppm poids, de preference inferieure ou egale a 1 ppm poids, et de maniere preferee inferieure ou egale a 0,6 ppm poids et/ou une teneur en element fer (Fe) inferieure ou egale a 200 ppb poids, - la teneur en soufre est inferieure ou egale a 100 ppm poids, de preference inferieure ou egale a 50 ppm poids, et/ou - la teneur en azote est inferieure ou egale a 100 ppm poids, de preference inferieure ou egale a 50 ppm poids et de maniere preferee inferieure ou egale a 5 ppm poids et/ou - la teneur en asphaltenes est inferieure ou egale a 5,0 ppm poids, et/ou - la teneur totale en element chlore est inferieure ou egale a 10 ppm poids, de maniere preferee inferieure a 1,0 ppm poids, et/ou - une teneur en mercure inferieure ou egale a 5 ppb poids, de maniere preferee inferieure a 3 ppb poids, et/ou - la teneur en composes olefiniques (mono- et di-olefines) est inferieure ou egale a 5,0% poids, de preference inferieure ou egale a 2,0% poids, de maniere preferee inferieure ou egale a 0,1% poids.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 48 PCT/EP2023/059938 Les teneurs sent donnees en concentrations ponderales relatives, pourcentage (%) poids, partie(s) par million (ppm) poids ou partie(s) par milliard (ppb) poids, par rapport au poids total du flux considere. Le procede selon I’invention permet done de traiter les huiles de pyrolyse de plastiques pour obtenir un effluent qui peut etre injecte, en tout ou partie, dans une unite de vapocraquage. Etape (optionnelle) d’adsorption de metaux lourds Tout effluent gazeux et/ou tout effluent liquide issus d’au moins une des etapes, de separation c), d) ou e) ou de I’etape f) de fractionnement, peut etre soumis a une etape optionnelle d’adsorption de metaux lourds. Les effluents gazeux peuvent notamment etre I’effluent gazeux issu de I’etape c) et/ou la phase gazeuse contenant l’H2S issue de I’etape d) et/ou la phase gazeuse contenant du NH3 issue de I’etape e) et/ou I’effluent gazeux issu de I’etape f) de fractionnement. Les effluents liquides peuvent notamment etre I’effluent hydrocarbone issu de I’etape c) et/ou la premiere et/ou la deuxieme coupe hydrocarbonee issue de I’etape f). L’etape optionnelle d’adsorption permet d’eliminer ou de diminuer la quantite d’impuretes metalliques, en particulier la quantite de metaux lourds tels que I'arsenic, le zinc, le plomb, et notamment le mercure, eventuellement presents dans lesdits effluents gazeux et liquides. Les impuretes metalliques, et en particulier les metaux lourds, sont presentes dans la charge. Certaines impuretes, notamment a base de mercure, peuvent etre transformees dans une des etapes du procede selon I’invention. Leur forme transformee est plus facile a pieger. Leur elimination ou diminution peut notamment etre necessaire lorsqu’une partie au moins desdits effluents gazeux et liquides est destinee a etre envoyee, soit directement, soit apres avoir subie une ou des etapes supplementaires optionnelles telles que I’etape de fractionnement f), dans une etape ayant des specifications en impuretes metalliques severes, telle qu’une etape de vapocraquage. Ainsi, une etape optionnelle d’adsorption d’un effluent gazeux et/ou d’un effluent hydrocarbone issu du procede selon I’invention est avantageusement realisee en particulier lorsque au moins un de ces effluents ou la charge comprennent respectivement plus de 20 ppb poids, notamment plus de 15 ppb poids d’elements metalliques de metaux lourds (As, Zn, Pb, Hg, ...), et en particulier lorsque au moins un de ces effluents ou la charge comprennent respectivement plus de 10 ppb poids de mercure, plus particulierement plus de 15 ppb poids de mercure.5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 49 PCT/EP2023/059938 Ladite etape optionnelle d’adsorption est avantageusement mise en oeuvre a une temperature entre 20 et 250°C, de preference entre 40 et 200°C, et a une pression entre 0,15 et 10,0 MPa abs, de preference entre 0,2 et 1,0 MPa abs. Ladite etape optionnelle d’adsorption peut etre mise en oeuvre par n’importe quel adsorbant connu par I’homme du metier permettant de diminuer la quantite de tels contaminants. Selon une variante, ladite etape optionnelle d’adsorption est mise en oeuvre dans une section d’adsorption operee en presence d’au moins un adsorbant comprenant un support poreux et au moins une phase active qui peut etre a base de soufre sous la forme elementaire, ou sous la forme de sulfure metallique ou d’oxyde metallique, ou encore sous forme metallique sous forme elementaire. Le support poreux peut etre indifferemment choisi parmi les families des alumines, des silices-alumines, des silices, des zeolithes et/ou des charbons actifs. Avantageusement, le support poreux est a base d'alumine. La surface specifique du support est generalement comprise entre 150 et 600 m2/g, de maniere preferee entre 200 et 400 m2/g, de maniere encore plus preferee entre 150 et 320 m2/g. La surface specifique de I’adsorbant est une surface mesuree par la methode BET telle que decrite ci-dessus. La phase active est a base de soufre sous la forme elementaire, ou sous la forme de sulfure metallique ou d’oxyde metallique, ou encore sous forme metallique sous forme elementaire. De preference, la phase active est sous forme de sulfure metallique, notamment un sulfure d'un metal du groupe choisi parmi le cuivre, le molybdene, le tungstene, le fer, le nickel ou le cobalt. Avantageusement, la phase active de I’adsorbant comprend entre 1 et 70 % poids en soufre par rapport au poids total de I’adsorbant, de preference entre 2 et 25% et de maniere tres preferee entre 3 et 20%. Avantageusement, la proportion en poids de metal par rapport au poids total de I’adsorbant est generalement comprise entre 1 et 60%, de preference entre 2 et 40%, de maniere preferee entre 5 et 30%, de maniere tres preferee entre 5 et 20%. Le temps de sejour dans la section d’adsorption est generalement compris entre 1 et 180 minutes. Ladite section d’adsorption peut comprendre une ou plusieurs colonnes d’adsorption, Lorsque la section d’adsorption comprend deux colonnes d’adsorption, un mode de fonctionnement peut etre un fonctionnement appele « en swing », selon le terme anglosaxon consacre, dans lequel I’une des colonnes est en ligne, c’est-a-dire en fonctionnement,5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 50 PCT/EP2023/059938 tandis que I’autre colonne est en reserve. Un autre mode de fonctionnement est d’avoir au moins deux colonnes fonctionnant en serie en mode permutable. De preference, ladite section d’adsorption comprend une colonne d’adsorption pour Ie ou les effluents gazeux et une colonne d’adsorption pour Ie ou les effluents liquides. Etape h) de vapocraquage (optionnelle) L’effluent hydrocarbone issu de I’etape c) de separation, ou au moins I’un des deux flux hydrocarbone(s) liquides issu(s) de I’etape f) optionnelle, peut etre en tout ou partie envoye vers une etape h) de vapocraquage. De maniere avantageuse, Ie ou les effluent(s) gazeux issu(s) de I’etape c) de separation et/ou f) de fractionnement et contenant de I’ethane, du propane et du butane, peut (peuvent) en tout ou partie etre egalement envoye vers I’etape h) de vapocraquage. Ladite etape h) de vapocraquage est avantageusement realisee dans au moins un four de pyrolyse a une temperature comprise entre 700 et 900°C, de preference entre 750 et 850°C, et a une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa relatif. Le temps de sejour des composes hydrocarbones est generalement inferieur ou egale a 1,0 seconde (note s), de preference compris entre 0,1 et 0,5 s. Avantageusement, de la vapeur d’eau est introduite en amont de I’etape optionnelle h) de vapocraquage et apres I’etape de separation c) (ou de fractionnement f)). La quantite d’eau introduite, avantageusement sous forme de vapeur d’eau, est avantageusement comprise entre 0,3 et 3,0 kg d’eau par kg de composes hydrocarbones en entree de I’etape h). De preference, I’etape h) optionnelle est realisee dans plusieurs fours de pyrolyse en parallele de maniere a adapter les conditions operatoires aux differents flux alimentant I’etape h) notamment issus de I’etape f), et aussi a gerer les temps de decokage des tubes. Un four comprend un ou plusieurs tubes disposes en parallele. Un four peut egalement designer un groupe de fours operant en parallele. Par exemple, un four peut etre dedie au craquage de la coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C. Les effluents des differents fours de vapocraquage sont generalement recombines avant separation en vue de constituer un effluent. II est entendu que I’etape h) de vapocraquage comporte les fours de vapocraquage mais aussi les sous-etapes associees au vapocraquage bien connues de I’Homme du metier. Ces sous-etapes peuvent comporter notamment des echangeurs de chaleur, des colonnes et des reacteurs catalytiques et des recyclages vers les fours. Une colonne permet generalement de fractionner l’effluent en vue de recuperer au moins une fraction legere comprenant de I’hydrogene et des composes5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 51 PCT/EP2023/059938 ayant 2 a 5 atomes de carbone, et une fraction comprenant de I’essence de pyrolyse, et eventuellement une fraction comprenant de I’huile de pyrolyse. Des colonnes permettent de separer les differents constituants de la fraction legere de fractionnement afin de recuperer au moins une coupe riche en ethylene (coupe C2) et une coupe riche en propylene (coupe C3) et eventuellement une coupe riche en butenes (coupe C4). Les reacteurs catalytiques permettent notamment de realiser des hydrogenations des coupes 02, C3 voire 04 et de I’essence de pyrolyse. Les composes satures, notamment les composes satures ayant 2 a 4 atomes de carbone sont avantageusement recycles vers les fours de vapocraquage de maniere a accroitre les rendements globaux en olefines. Cette etape h) de vapocraquage permet d’obtenir au moins un effluent contenant des olefines comprenant 2, 3 et/ou 4 atomes de carbone (c’est-a-dire des olefines en C2, 03 et/ou 04), a des teneurs satisfaisantes, en particulier superieures ou egales a 30% poids, notamment superieures ou egales 40% poids, voire superieures ou egales 50% poids d’olefines totales comprenant 2, 3 et 4 atomes de carbone par rapport au poids de I’effluent de vapocraquage considere. Lesdites olefines en 02, C3 et 04 peuvent ensuite etre avantageusement utilisees comme monomeres de polyolefines. Selon un mode de realisation prefere de I’invention, Ie procede de traitement d’une charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques comprend, de preference, I’enchainement des etapes, et de preference dans I’ordre donne : - b) d’hydrotraitement, c) de separation/lavage et d) de separation de l’H2S avec recyclage du H2S dans I’etape b), et e) separation du NH3 - a) d’hydrogenation, b) d’hydrotraitement, c) de separation/lavage et d) de separation de l’H2S avec recyclage du H2S dans I’etape a) et/ou b), et e) separation du NH3 - a) d’hydrogenation, b) d’hydrotraitement, c) de separation/lavage et d) de separation de l’H2S avec recyclage du H2S dans I’etape a) et/ou b), e) separation du NH3 et f) de fractionnement - a) d’hydrogenation, b) d’hydrotraitement, c) de separation/lavage et d) de separation de l’H2S avec recyclage du H2S dans I’etape a) et/ou b), e) separation du NH3 et f) de fractionnement et introduction de la coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C a I’etape g) d’hydrocraquage, I’effluent hydrocraque etant recycle dans I’etape c). Tous les modes de realisation peuvent comprendre et de preference consistent en plus d’une etape de pretraitement aO).WO 2023/208636 52 PCT/EP2023/059938 Tous les modes de realisation peuvent comprendre et de preference consistent en plus d’une etape h) de vapocraquage. Methodes d’analyse utilisees Les methodes d’analyses et/ou normes utilisees pour determiner les caracteristiques des 5 differents flux en particuliers de la charge a traiter et des effluents, sont connues de I’Homme du metier. Elles sont en particulier listees ci-dessous a titre de renseignements. D’autres methodes reputees equivalentes peuvent aussi etre utilisees, notamment des methodes equivalentes IP, EN ou ISO : Tableau 1 Description Methodes Masse volumique @15°C ASTM D4052 Teneur en Soufre ISO 20846 Teneur en Azote ASTM D4629 Indice d’acide ASTM D664 Nombre de Brome ASTM D1159 Teneur en Di-olefines a partir de I’indice d’anhydride Maleique Methode MAV (1) Teneur en Oxygenes Combustion + Infra¬ rouge Teneur en Paraffines UOP990-11 Teneur en Naphthenes et Olefines UOP990-11 Teneur en Aromatiques UOP990-11 Teneur en Halogenes ASTM D7359 Teneur en Chlorure ASTM D7536 Teneur en Metaux : ASTM D5185 P Fe Si Na B Distillation simulee ASTM D2887 10 (1) Methode MAV decrite dans I’article : C. Lopez-Garcia et al., Near Infrared Monitoring of Low Conjugated Diolefins Content in Hydrotreated FCC Gasoline Streams, Oil & Gas Science and Technology - Rev. IFP, Vol. 62 (2007), No. 1, pp. 57-685 10 15 20 25 WO 2023/208636 53 PCT/EP2023/059938 LISTE DES FIGURES La mention des elements references dans les Figures 1 a 2 permet une meilleure comprehension de I’invention, sans que celle-ci ne se limite aux modes de realisation particuliers illustres dans les Figures 1 a 2. Les differents modes de realisation presentes peuvent etre utilises seul ou en combinaison les uns avec les autres, sans limitation de combinaison. La Figure 1 represente Ie schema d’un mode de realisation particulier du procede de la presente invention, comprenant : - une etape a) d’hydrogenation (optionnelle) d’une charge hydrocarbonee 1 issue de la pyrolyse de plastiques en presence d’un gaz riche en hydrogene 2 et eventuellement d’une amine apportee par Ie flux 3 et eventuellement d’un agent sulfurant par Ie flux 4 (notamment en debut de cycle) ; -une etape b) hydrotraitement alimentee par I’effluent hydrocarbone 5 issu de I’etape a) d’hydrogenation si presente et par un flux d’un gaz riche en hydrogene 6 ; -une etape c) de separation alimentee par I’effluent 7 issu de I’etape b) d’hydrotraitement et en presence d’une solution aqueuse 10 pour obtenir au moins un effluent gazeux 11, un premier effluent aqueux 12 contenant de l’H2S, du HCI et de l’NH3 et un effluent hydrocarbone 13 ; - une etape d) de separation de l’H2S contenu dans Ie premier effluent aqueux 12 de preference par stripage par un flux contenant de la vapeur d’eau 19 permettant d’obtenir une phase gazeuse contenant l’H2S 20 et un deuxieme effluent aqueux 21, ladite phase gazeuse contenant l’H2S est au moins en partie recyclee en amont de I’etape a) et/ou I’etape b), de preference en amont de I’etape a) lorsqu’elle est presente. Ce recyclage de la phase contenant l’H2S 20 permet de maintenir les catalyseurs des etapes a) et/ou b) sous forme sulfures et ainsi de diminuer I’apport en agent sulfurant 4 ; - une etape e) de separation du NH3 contenu dans Ie deuxieme effluent aqueux 21 de preference par stripage par un flux contenant de la vapeur d’eau 19 permettant d’obtenir une phase gazeuse contenant du NH3 22 et un troisieme effluent aqueux 23.5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 54 PCT/EP2023/059938 La Figure 2 represente Ie schema d’un autre mode de realisation particulier du procede de la presente invention qui se base sur Ie schema de la figure 1. Ce schema comprend une etape c) effectuee en deux etapes, puis une etape f) de fractionnement et une etape g) d’hydrocraquage en plus. L’etape a) d’hydrogenation et l’etape b) d’hydrotraitement sont effectuees telles que decrites dans la figure 1. L’etape c) de separation, effectuee en deux etapes, comprend notamment : - une etape c1) de separation de I’effluent hydrotraite 7 effectuee a haute pression et haute temperature (HHPS) pour obtenir au moins un effluent gazeux 8, et un effluent liquide 9 dont une partie 9a peut etre recyclee en amont de l’etape a) ou en amont de l’etape b) (non presente), - une etape c2) de separation effectuee a haute pression et basse temperature (CHPS) et alimentee par I’effluent gazeux 8 et I’autre partie de I’effluent liquide 9b issus de l’etape c1) et une solution aqueuse 10 et permettant d’obtenirau moins un effluent gazeux 11 comprenant de I’hydrogene, un effluent aqueux 12 contenant des seis dissous et du H2S et l’NH3 dissous, et un effluent hydrocarbone 13 ; L’etape d) de separation de l’H2S et l’etape e) de separation du NH3 sonteffectuees telles que decrites dans la figure 1. Le recyclage de la phase contenant l’H2S 20 est effectue de la meme maniere. Elle peut aussi au moins en partie etre recyclee dans l’etape g) d’hydrocraquage. Optionnellement, on effectue une etape f) de fractionnement de I’effluent hydrocarbonee 13 permettant d’obtenir au moins un effluent gazeux 14, une premiere coupe hydrocarbonee 15 comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C (coupe naphta) et une deuxieme coupe hydrocarbonee 16 comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C (coupe distillats moyens). A Tissue de l’etape f), une partie de la premiere coupe hydrocarbonee 15 comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C peut etre envoyee vers un procede de vapocraquage (non representee). Une autre partie de la premiere coupe hydrocarbonee 15 peut alimenter l’etape a) d’hydrogenation et/ou l’etape b) d’hydrotraitement (recyclage non represente). Dans la figure 2, au moins une partie de la deuxieme coupe hydrocarbonee 16 comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C issue de l’etape f) alimente une etape g) d’hydrocraquage qui est realisee dans au moins un reacteur en lit fixe comportant au moins un catalyseur d’hydrocraquage et est alimentee en hydrogene 17. L’effluent hydrocraque 18 peut etre recycle entre les etapes c1) et c2) de separation ou encore en amont de l’etape c) de separation (non representee).WO 2023/208636 55 PCT/EP2023/059938 Au lieu d’injecter Ie flux d’amine 3 en entree de I’etape a) d’hydrogenation, il est possible de I’injecter en entree de I’etape b) d’hydrotraitement, en entree de I’etape c) de separation, en entree de I’etape g) d’hydrocraquage lorsqu’elle est presente, ou encore de ne pas I’injecter, en fonction des caracteristiques de la charge. 5 Seules les principales etapes, avec les flux principaux, sont representees sur les Figures 1 et 2, afin de permettre une meilleure comprehension de I’invention. II est bien entendu que tous les equipements necessaires au fonctionnement sont presents (ballons, pompes, echangeurs, fours, colonnes, etc.), meme si non representes. II est egalement entendu que des flux de gaz riche en hydrogene (appoint ou recycle), comme decrit ci-dessus, peuvent 10 etre injectes en entree de chaque reacteur ou lit catalytique ou entre deux reacteurs ou deux lits catalytiques. Des moyens bien connus de I’homme du metier de purification et de recyclage d’hydrogene peuvent etre egalement mis en oeuvre.WO 2023/208636 56 PCT/EP2023/059938 EXEMPLES Exemple 1 (conforms a I’invention) La charge 1 traitee dans Ie procede avec un debit de 10000 kg/h (10 T/h) est une huile de pyrolyse de plastiques (c’est-a-dire comprenant 100% poids de ladite huile de pyrolyse de 5 plastiques) presentant les caracteristiques indiquees dans Ie tableau 2. Tableau 2 : caracteristiques de la charge Description / Methodes Unite Huile de Pyrolyse Masse Volumique @ 15°C ASTM D4052 g/cm3 0,845 Teneur en Soufre ISO 20846 ppm poids 170 Teneur en azote ASTM D4629 ppm poids 2264 Indice d'acide ASTM D664 mgKOK/g 3,95 Indice de Brome ASTM D1159 g Br2 / 100g 90 Teneur en Di-Olefines a partir de I'indice d'Anhydride Maleique Methode MAVW % poids 36 Teneur en Oxygene elementaire ASTM D5622 % poids 1,0 Teneur en Paraffines UOP990-11 % poids 19 Teneur en Naphthenes UOP990-11 % poids 7 Teneur en Olefines UOP990-11 % poids 31 Teneur en Aromatiques UOP990-11 % poids 43 Teneur en Halogenes ASTM D7359 ppm poids 400 Teneur en Asphaltenes IFP 9313 ppm poids 380 Teneur en metaux ASTM D5185 P ppm poids 46 Fe ppm poids 3 Si ppm poids 130 Na ppm poids 2,5 B ppm poids 5 As ppb poids 200 Hg ppb poids 20 Distillation Simulee ASTM D2887 0% °C 45 10% °C 94 30% °C 135 50% °C 180 70% °C 250 90% °C 394 100% °C 5505 10 15 20 WO 2023/208636 57 PCT/EP2023/059938 (1) Methode MAV decrite dans I’article : C. Lopez-Garcia et al., Near Infrared Monitoring of Low Conjugated Diolefins Content in Hydrotreated FCC Gasoline Streams, Oil & Gas Science and Technology - Rev. IFP, Vol. 62 (2007), No. 1, pp. 57-68 La charge 1 est soumise a une etape a) d’hydrogenation realisee dans un reacteur en lit fixe et en presence d’hydrogene 2 et d’un catalyseur d’hydrogenation de type NiMo sur alumine dans les conditions indiquees dans Ie tableau 3. Tableau 3 : conditions de I’etape a) d’hydrogenation Temperature entree reacteur °C 290 Temperature sortie reacteur °C 320 Temperature moyenne (WABT) °C 305 Pression Partielle d’Hydrogene MPa abs 6,7 H2/HC (Couverture volumique d’hydrogene par rapport au volume de charge) Nm3/m3 300 WH (debit volumique de charge/volume de catalyseurs) h-1 0,8 Les conditions indiquees dans Ie tableau 3 correspondent a des conditions de debut de cycle et la temperature moyenne (WABT) est augmentee de 1°C par mois de maniere a compenser la desactivation catalytique. A Tissue de I’etape a) d’hydrogenation, les taux de conversion (= (concentration initiale - concentration finale) / concentration initiale) observes sont indiques dans Ie tableau 4. Tableau 4 : conversions des especes lors de I’etape a) d’hydrogenation Taux de conversion des diolefines % > 60 Taux de conversion des olefines % > 60 Retention du silicium % > 75 L’effluent 5 issu de I’etape a) d’hydrogenation est soumis directement, sans separation, a une etape b) d’hydrotraitement realisee en lit fixe et en presence d’hydrogene et d’un catalyseur d’hydrotraitement de type NiMo sur alumine dans les conditions presentees dans Ie tableau 5.5 10 15 20 25 WO 2023/208636 58 PCT/EP2023/059938 Tableau 5 : conditions de I’etape b) d’hydrotraitement Temperature moyenne d’hydrotraitement (WABT) °C 325 Pression Partielle d’Hydrogene MPa abs 6,5 H2/HC (Couverture volumique d’hydrogene par rapport au volume de charge) Nm3/m3 400 VVH (debit volumique de charge/volume de catalyseurs) h'1 0,5 Les conditions indiquees dans Ie tableau 5 correspondent a des conditions de debut de cycle et la temperature moyenne (WABT) est augmentee de 1°C par mois de maniere a compenser la desactivation catalytique. L’effluent 7 issu de I’etape b) d’hydrotraitement est soumis a une etape c) de separation : un flux d’eau 10 est injecte dans l’effluent issu de I’etape b) d’hydrotraitement ; Ie melange est ensuite traite dans une colonne de lavage des gaz acides et des ballons separateurs pour obtenir une fraction gaz et un effluent liquide. Les rendements des differentes fractions obtenues apres separation sont indiques dans Ie tableau 6 (les rendements correspondent aux rapports des quantites massiques des differents produits obtenus par rapport a la masse de charge en amont de I’etape a), exprimes en pourcentage et notes % m/m). Tableau 6 : rendements des differents produits obtenus apres separation Fraction gaz (NH3 + H2S + H2O + C1-C4) % m/m 2,42 Fraction liquide % m/m 99,31 Tout ou partie de la fraction liquide obtenue peut ensuite etre valorisee dans une etape de vapocraquage en vue de former des olefines qui pourront etre polymerisees en vue de former des plastiques recycles. La charge d’huile de pyrolyse contient tres peu de soufre (170 ppm poids). Ce soufre qui se presente sous la forme de molecules soufres est hydrogene dans la section reactionnelle et se transforme en H2S. Get H2S, sous la forme de pression partielle d’H2S (ppH2S) dans Ie reacteur, participe au maintien de la phase sulfure des catalyseurs NiMo sur alumine. Neanmoins la ppH2S obtenue avec cette teneur en soufres dans la charge (170 ppm poids) est insuffisante pour maintenir les catalyseurs en phase sulfure tout Ie long du cycle. II s’ensuit une rapide deactivation de I’activite du catalyseur si rien n’est fait. II convient done de rajouter de l’H2S au systeme reactionnel afin d’atteindre une ppH2S suffisante. Get ajout d’H2S peut se faire sous la forme d’une injection a I’entree de I’unite dans la charge d’huile de pyrolyse de di-Methyle de disulfure (DMDS). Le DMDS se decompose facilement des Ie5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 59 PCT/EP2023/059938 contact sur Ie catalyseur en CH4 et H2S generant ainsi une PPH2S suffisante pour maintenir les catalyseurs sous forme sulfure. Cette maniere de faire enframe une forte consommation de DMDS prejudiciable a I’economie du procede. Une autre maniere faisant I’objet de I’invention est de recuperer l’H2S qui est evacue dans I’effluent aqueux a I’aide d’un stripage double de cet effluent aqueux et de re-injecter cet H2S a I’entree de I’unite par dissolution dans la charge d’huile de pyrolyse. L’injection de DMDS et/ou Ie recyclage d’H2S a I’entree de I’unite peuvent servir a la fois pour maintenir une ppH2S suffisante dans Ie systeme reactionnel mais egalement peuvent servir pour neutraliser tout Ie NH3 issu de I’hydrogenation des molecules azotees. En effet, l’H2S reagit avec I’NHs pour former des sulfures d’ammonium qui seront quasi integralement laves et transferes dans I’effluent aqueux (flux 12) permettant de liberer Ie flux gazeux en sortie de fete de la colonne de stabilisation de la presence d’ammoniac (flux 11). Ce flux gazeux libere de la presence d’ammoniac peut done etre envoye directement au vapocraqueur afin de maximiser la production d’olefines. L’avantage de recycler un flux d’H2S par rapport a injecter du DMDS que ce soit dans Ie cadre de maintenir une ppH2S suffisante ou dans Ie cas de delivrer un flux gazeux debarrasse de son ammoniac est done d’economiser la quantite de DMDS tout Ie long du cycle. Le tableau 7 montre quatre cas de fonctionnement. Cas 1 : Stripper d’eau acide simple et injection de DMDS uniquement pour maintenir une ppH2S suffisante pour garder les catalyseurs en phase sulfure Cas 2 : Stripper d’eau acide double pour recycler a I’entree de I’unite un flux majoritaire en H2S issu de la fete de la premiere colonne de stripage uniquement pour maintenir une ppH2S suffisante pour garder les catalyseurs en phase sulfure. Ce cas est conforme avec I’invention. Cas 3 : Stripper d’eau acide simple et injection de DMDS pour maintenir une ppH2S suffisante pour garder les catalyseurs en phase sulfure et egalement afin de neutraliser tout le NH3 et delivrer un flux de gaz sans NH3 Cas 4 : Stripper d’eau acide double pour recycler a I’entree de I’unite un flux majoritaire en H2S issu de la tete de la premiere colonne de stripage pour maintenir une ppH2S suffisante pour garder les catalyseurs en phase sulfure et egalement afin de neutraliser tout le NH3 et delivrer un flux de gaz sans NH3.Ce cas est conforme avec I’invention. On peut remarquer que I’invention permet d’economiser 19 kg/h de DMDS quand il s’agit de maintenir une ppH2S minimum pour garder les catalyseurs sous forme sulfure.WO 2023/208636 60 PCT/EP2023/059938 On peut remarquer egalement que invention permet un gain encore plus important, a savoir 65 kg/h (75 - 10 = 65 kg/h) de DMDS economise pour delivrer un flux gazeux sans ammoniac. Tableau 7: Cas de fonctionnement Cas 1 Stripper d’eau acide simple ppH2S minimum Cas 2 Stripper d’eau acide double et ppH2S minimum Cas 3 Stripper d’eau acide simple et flux de gaz sans NH3 Cas 4 Stripper d’eau acide double et flux de gaz sans nh3 ppH2S en sortie de Reacteur d'HDT bar a 0,02 (0,002 MPa) 0,02 (0,002 MPa) 0,21 (0,021 MPa) 0,21 (0,021 MPa) Debit d'injection du DMDS kg/h 19 0 75 10 Gain DMDS kg/h - 19 - 65 Conditions operateires de la colonne de stabilisation Pression haut de colonne barg 7,1 (0,71 MPa) Pression bas de colonne barg 7,3 (0,73 MPa) Temperature charge entree °C 160 Nombre de plateaux theoriques 10 Flux Thermique du rebouilleur Gcal/h 0,55 Conditions operatoires de la colonne de Stripage dTfeS Pression haut de colonne barg N/A 9 (0,9 MPa) N/A 9 (0,9 MPa) Pression bas de colonne barg 9,1 (0,91 MPa) 9,1 (0,91 MPa) Temperature charge entree °C 135 130 Nombre de plateaux theoriques - 12 12 Debit de vapeur de stripage kg/h 285 303 Conditions operatoires de la colonne de Stripage d’NHa Pression haut de colonne barg N/A 2,4 (0,24 MPa) N/A 2,4 (0,24 MPa) Pression bas de colonne barg 2,6 (0,26 MPa) 2,6 (0,26 MPa) Temperature charge entree °C 124 126 Nombre de plateaux theoriques - 15 15 Debit de vapeur de stripage kg/h 535 538WO 2023/208636 61 PCT/EP2023/059938 Conditions operatoires de la colonne de Stripage Simple (H2S & NH3) Pression haut de colonne barg 2,4 (0,24 MPa) N/A 2,4 (0,24 MPa) N/A Pression bas de colonne barg 2,5 (0,25 MPa) 2,5 (0,25 MPa) Temperature charge entree °C 94 93 Nombre de plateaux theoriques - 15 15 Debit de vapeur de stripage kg/h 435 450 Debit du gaz de tete de la colonne de stabilisation Kg/h 177 169 179 153 Composition du gaz de tete de la colonne de stabilisation h2 %mol 29,3 31,7 26,4 33,7 h2s %mol NIL 0,2 1,8 2,1 nh3 %mol 9,6 9,8 NIL NIL h2o %mol 1,4 1,4 1,4 1,4 C1 %mol 33,8 29,9 46,7 35,6 C2 %mol 6,9 7,3 6,8 7,9 03 %mol 3,9 4,0 3,7 4,4 04 %mol 10,7 11,1 10,1 11,9 05+ %mol 4,5 4,4 3,1 3,1 Debit du gaz riche en H2S de tete de colonne de stripage d'H2S kg/h N/A 14 N/A 44 Composition du gaz riche en H2S de tete de colonne de stripage d'H2S H2S %mol N/A 92,2 N/A 92,2 nh3 %mol 0,05 0,07 h2o %mol 7,74 7,72 Debit du gaz acide de tete de la colonne de stripage de I'eau acide kg/h 40 22 103 44 Composition du gaz acide de tete de la colonne de stripage de NH3 (ou de stripage simple) H2S %mol 24,5 2,7 32,7 3,0 nh3 %mol 44,3 66,1 35,7 65,7 h2o %mol 31,2 31,3 31,6 31,2 Debit d'eau Strippee kg/h 2 553 2 996 2 551 3 031 Composition de I'eau strippee H20 % poids 99,9 99,9 99,9 99,9 nh3 ppm poids < 30 < 30 < 30 < 30 h2s PPm poids < 5 < 5 < 5 < 5 Hydrocarbure PPm poids Traces Traces Traces Traces

Claims (18)

1. REVENDICATIONS 1. Procede de traitement d’une charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques, comprenant : a) optionnellement une etape d’hydrogenation mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrogenation, mettant en oeuvre au moins un reacteur a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d'hydrogenation, ladite section reactionnelle d’hydrogenation etant alimentee au moins par ladite charge et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrogenation etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 140 et 400°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 It1, pour obtenir un effluent hydrogene, b) une etape d’hydrotraitement mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrotraitement comprenant au moins un catalyseur d’hydrotraitement, ladite section reactionnelle d’hydrotraitement etant alimentee au moins par la charge ou ledit effluent hydrogene issu de I’etape a) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrotraitement etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 250 et430°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,0 et 10,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 It1, pour obtenir un effluent hydrotraite, c) une etape de separation, alimentee par I’effluent hydrotraite issu de I’etape b) et eventuellement par I’effluent hydrocraque issu de I’etape g) et une solution aqueuse pour obtenir au moins un effluent gazeux, un premier effluent aqueux et un effluent hydrocarbone, d) une etape de separation de l’H2S contenu dans Ie premier effluent aqueux pour obtenir une phase gazeuse contenant l’H2S et un deuxieme effluent aqueux, ladite phase gazeuse contenant l’H2S etant optionnellement au moins en partie recyclee en amont de I’etape a) et/ou I’etape b) et/ou I’etape g), e) une etape de separation du NH3 contenu dans Ie deuxieme effluent aqueux pour obtenir une phase gazeuse contenant du NH3 et un troisieme effluent aqueux, ladite phase gazeuse contenant du NH3 etant optionnellement au moins en partie recyclee en amont de I’etape a) et/ou I’etape b) et/ou I’etape g), f) optionnellement une etape de fractionnement de tout ou partie de I’effluent hydrocarbone issu de I’etape c), pour obtenir au moins un effluent gazeux et au moins une premiere coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition inferieur ou egal a 175°C et une deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C,5 10 15 20 25 30 35 WO 2023/208636 63 PCT/EP2023/059938 g) optionnellement une etape d’hydrocraquage mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrocraquage, mettant en oeuvre au moins un reacteur a lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d'hydrocraquage, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant alimentee par au moins une partie dudit effluent hydrocarbone issu de I’etape c) et/ou par au moins une partie de la deuxieme coupe hydrocarbonee comprenant des composes ayant un point d’ebullition superieur a 175°C issue de I’etape f) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant mise en oeuvre a une temperature moyenne entre 250 et450°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,5 et 20,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0 hr1 pour obtenir un premier effluent hydrocraque.
2. 2. Procede selon la revendication precedente dans lequel ladite phase gazeuse contenant l’H2S issue de I’etape d) est au moins en partie recyclee en amont de I’etape a) et/ou I’etape b) et/ou I’etape g).
3. 3. Procede selon I’une des revendications precedentes comprenant I’etape d’hydrogenation a).
4. 4. Procede selon I’une des revendications precedentes comprenant I’etape de fractionnement f).
5. 5. Procede selon I’une des revendications precedentes comprenant I’etape d’hydrocraquage g)-
6. 6. Procede selon I’une des revendications precedentes dans lequel I’etape d) de separation de l’H2S contenu dans Ie premier effluent aqueux est effectuee par stripage dudit effluent par un flux contenant de la vapeur d’eau a une pression comprise entre 0,5 et 1 MPa et une temperature comprise entre 80 et 150°C.
7. 7. Procede selon I’une des revendications precedentes dans lequel I’etape e) de separation de l’NH3 contenu dans Ie deuxieme effluent aqueux est effectuee par stripage dudit effluent par un flux contenant de la vapeur d’eau a une pression comprise entre 0,1 et 0,5 MPa et une temperature comprise entre 80 et 150°C.
8. 8. Procede selon I’une des revendications precedentes dans lequel I’etape c) de separation comprend les etapes suivantes : c1) une etape de separation, alimentee par I’effluent hydrotraite issu de I’etape b), ladite etape etant operee a une temperature comprise entre 200 et 450°C et a une pression sensiblement identique a la pression de I’etape b) pour obtenir au moins un effluent gazeux et un effluent liquide dont une partie est eventuellement recyclee en amont de I’etape a) et/ou de I’etape b),5 10 15 20 25 30 WO 2023/208636 64 PCT/EP2023/059938 c2) une etape de separation, alimentee par I’effluent gazeux issu de I’etape c1) et une autre partie de I’effluent liquide issu de I’etape c1) et une solution aqueuse, ladite etape etant operee a une temperature comprise entre 20 et inferieure a 200°C, et a une pression sensiblement identique ou inferieure a la pression de I’etape b), pour obtenir au moins un effluent gazeux, un premier effluent aqueux et un effluent hydrocarbone,
9. 9. Procede selon I’une des revendications precedentes, comprenant au moins une etape aO) de pretraitement de la charge comprenant une huile de pyrolyse de plastiques, eventuellement en melange avec I’effluent hydrocarbone issu de I’etape c), ladite etape de pretraitement etant mise en oeuvre en amont de I’etape a) et/ou en amont de I’etape b) et comprend une etape de filtration et/ou une etape de centrifugation et/ou une etape de separation electrostatique et/ou une etape d’un lavage a I’aide d’une solution aqueuse et/ou une etape d’adsorption et/ou une etape d’hydrogenation selective.
10. 10. Procede selon I’une des revendications precedentes, dans lequel I’effluent hydrocarbone issu de I’etape c) de separation, ou au moins I’une des deux coupes hydrocarbonee(s) liquides issue(s) de I’etape f), est en tout ou partie envoye vers une etape h) de vapocraquage realisee dans au moins un four de pyrolyse a une temperature comprise entre 700 et 900°C et a une pression comprise entre 0,05 et 0,3 MPa relatif.
11. 11. Procede selon I’une des revendications precedentes dans lequel ladite phase gazeuse contenant NH3 issue de I’etape e) est au moins en partie recyclee en amont de I’etape a) et/ou I’etape b) et/ou I’etape g).
12. 12. Procede selon I’une des revendications precedentes dans lequel un flux contenant un compose azote et/ou un compose soufre est injecte en amont de I’etape a) et/ou en amont de I’etape b).
13. 13. Procede selon I’une des revendications precedentes dans lequel ledit catalyseur d’hydrogenation comprend un support choisi parmi I’alumine, la silice, les silices-alumines, la magnesie, les argiles et leurs melanges et une fonction hydro-deshydrogenante comprenant soit au moins un element du groupe VIII et au moins un element du groupe VIB, soit au moins un element du groupe VIII.
14. 14. Procede selon I’une des revendications precedentes dans lequel ledit catalyseur d’hydrotraitement comprend un support choisi dans Ie groupe constitue par I’alumine, la silice, les silices-alumines, la magnesie, les argiles et leurs melanges, et une fonction hydrodeshydrogenante comprenant au moins un element du groupe VIII et/ou au moins un element du groupe VIB.5 10 15 20 25 WO 2023/208636 65 PCT/EP2023/059938
15. 15. Procede selon I’une des revendications precedentes, lequel comprend en outre une deuxieme etape d’hydrocraquage g’) mise en oeuvre dans une section reactionnelle d’hydrocraquage, mettant en oeuvre au moins reacteur a un lit fixe ayant n lits catalytiques, n etant un nombre entier superieur ou egal a 1, comprenant chacun au moins un catalyseur d’hydrocraquage, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant alimentee par au moins une partie du premier effluent hydrocraque issue de la premiere etape d’hydrocraquage g) et un flux gazeux comprenant de I’hydrogene, ladite section reactionnelle d’hydrocraquage etant mise en oeuvre a une temperature entre 250 et 450°C, une pression partielle d’hydrogene entre 1,5 et 20,0 MPa abs. et une vitesse volumique horaire entre 0,1 et 10,0It 1, pour obtenir un deuxieme effluent hydrocraque.
16. 16. Procede selon I’une des revendications precedentes, dans lequel ledit catalyseur d’hydrocraquage comprend un support choisi parmi les alumines halogenees, les combinaisons d’oxydes de bore et d’aluminium, les silice-alumines amorphes et les zeolithes et une fonction hydro-deshydrogenante comprenant au moins un metal du groupe VIB choisi parmi Ie chrome, Ie molybdene et Ie tungstene, seul ou en melange, et/ou au moins un metal du groupe VIII choisi parmi Ie fer, Ie cobalt, Ie nickel, Ie ruthenium, Ie rhodium, Ie palladium et Ie platine.
17. 17. Produit obtenu par Ie procede selon I’une des revendications 1 a 16.
18. 18. Produit selon la revendication 17, lequel comporte par rapport au poids total du produit : - une teneurtotale en elements metalliques inferieure ou egale a 10,0 ppm poids, - dont une teneur en element fer inferieure ou egale a 200 ppb poids, et/ou - une teneur en element silicium inferieure ou egale a 5,0 ppm poids, et/ou - une teneur en soufre inferieure ou egale a 100 ppm poids, et/ou - une teneur en azote inferieure ou egale a 100 ppm poids, et/ou - une teneur en element chlore inferieure ou egale a 10 ppm poids, et/ou - une teneur en mercure inferieure ou egale a 5 ppb poids.