Brevet FR3142916A1 — publié le 20240614

L’invention décrit un catalyseur d’hydrocraquage comprenant au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe VIB et du groupe VIII non nobles de la classification périodique, pris seuls ou en mélange, et un support comprenant au moins une matrice minérale poreuse, une zéolithe Y présentant un paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire comprise entre 24,40 Å et 24,52 Å,, une surface spécifique BET comprise entre 850 et 1020 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote supérieur à 0,28 ml/g et une acidité de Brønsted supérieure à 600 micromole/g. CATALYSEUR D’HYDROCRAQUAGE COMPRENANT UNE ZEOLITHE Y SPECIFIQUE POUR LA PRODUCTION DE NAPHTA Domaine de l'invention L’invention concerne un catalyseur d’hydrocraquage à base de zéolithe USY ainsi que son utilisation pour la production de naphta par hydrocraquage de coupes pétrolières de type distillats sous vide et gazole. Ce type de procédé est notamment utilisé dans les schémas destinés à la conversion de charges hydrocarbonées pour la production d’intermédiaires pétrochimiques et carburants essences. Les catalyseurs d’hydrocraquage sont généralement classés sur la base de la nature de leur fonction acide, en particulier les catalyseurs comprenant une fonction acide amorphe de type silice alumine et les catalyseurs comprenant une fonction craquante zéolithique telle que la zéolithe Y ou la zéolithe beta. Les catalyseurs d’hydrocraquage sont également classés en fonction du produit majoritaire obtenu lors de leur utilisation dans un procédé d’hydrocraquage, les deux produits principaux étant les distillats moyens et le naphta. On entend par coupe naphta ou naphta, la fraction pétrolière ayant un point d’ébullition inférieur à la coupe distillats moyens. La coupe distillats moyens présente généralement un point de coupe compris entre 150°C et 370°C pour maximiser la production de kérosène et de gazole. Néanmoins, dans le cas de procédé orienté spécifiquement à la production de naphta par exemple, le point de coupe inférieur de la coupe distillats moyens peut être augmenté pour accroître les rendements en naphta. Dans ce but, la coupe naphta peut présenter des points d’ébullition compris entre celui des composés hydrocarbonés ayant 6 atomes de carbones par molécule (ou 68°C de point d’ébullition) jusqu’à 216°C et inclut la coupe essence. Il existe une forte demande pour les coupes essences et naphta. C’est la raison pour laquelle les raffineurs se sont focalisés depuis plusieurs années sur les catalyseurs d’hydrocraquage sélectifs envers la coupe naphta. Il est connu d’utiliser des catalyseurs à base de zéolithe de type FAU pour produire une coupe naphta. Le brevet US7611689 (Shell) décrit une zéolithe Y de type FAU, un catalyseur comprenant ladite zéolithe, sa préparation et son utilisation dans un procédé d’hydrocraquage. En particulier, la zéolithe FAU présente un paramètre de maille compris entre 24,40 et 24,50 angströms (Å), un rapport molaire silice sur alumine (SAR) compris entre 5 et 10, une surface spécifique BET comprise entre 650 et 900 m2/g et une teneur en métal alcalin inférieure à 0,15% poids. Il est mis en évidence que de telles zéolithes présentent une sélectivité élevée envers la coupe naphta et en particulier une sélectivité élevée envers la coupe naphta lourde, lorsqu’elles sont utilisées dans un procédé d’hydrocraquage. La demande de brevet WO11067258 (Shell) décrit la préparation d’une zéolithe FAU ayant un paramètre de maille compris entre 24,42 et 24,52 angströms (Å), un rapport molaire silice sur alumine (SAR) compris entre 10 et 15, et une surface spécifique BET comprise entre 910 et 1020 m2/g. la famille enseigne que le catalyseur comprenant cette zéolithe est particulièrement sélectif envers la coupe naphta lorsqu’il est utilisé dans un procédé de conversion de coupes hydrocarbonées. La demande de brevet WO040487988 (Shell) décrit un procédé d’hydrocraquage utilisant un catalyseur comprenant une zéolithe Y ayant un paramètre de maille faible compris entre 24,10 et 24,40 angströms (Å), un rapport molaire silice sur alumine (SAR) supérieur à 12 et de préférence compris entre 20 et 100 et une surface spécifique BET supérieure à 850 m2/g et un volume microporeux supérieur à 0,28 ml/g. WO040487988 enseigne que les zéolithes ayant un faible paramètre de maille sont connues pour être sélectives envers la coupe distillats moyens mais moins actives que les zéolithes ayant un paramètre de maille plus élevé. Les catalyseurs comprenant les zéolithes à faible paramètre de maille selon l’invention de WO040487988 permettent néanmoins d’obtenir l’activité élevée combinée à une bonne sélectivité en distillats moyens. D’autres catalyseurs à base de zéolithe Y et Beta peuvent également être utilisés. Le brevet US7510645 (UOP) décrit un catalyseur d’hydrocraquage contenant une zéolithe Beta et une zéolithe Y, la zéolithe Y ayant un paramètre de maille compris entre 24,38 et 24,50 angströms (Å), le catalyseur étant caractérisé par un ratio massique Y/Beta compris entre 5 et 12. Le catalyseur présente une proportion en zéolithe Y relativement élevée par rapport à la proportion en zéolithe Beta. Il est mis en évidence que ces catalyseurs présentent une sélectivité et une activité améliorée comparées aux catalyseurs classiques commerciaux. Il est également décrit un procédé d’hydrocraquage utilisant lesdits catalyseurs à haute température et haute pression pour convertir une charge hydrocarbonée en un produit ayant un point d’ébullition et un poids moléculaire inférieur. En particulier, le produit obtenu comprend une large proportion en composant bouillant dans la gamme de température de la coupe naphta (C6-216°C). En tentant de développer un nouveau catalyseur d’hydrocraquage sélectif envers la coupe naphta, le demandeur a découvert, de manière surprenante, qu’un catalyseur comprenant au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe VIB et du groupe VIII non nobles de la classification périodique, et un support comprenant au moins une matrice minérale poreuse, une zéolithe Y présentant un paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire supérieur ou égal à 24,40 Å, une surface spécifique BET comprise entre 850 et 1020 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote supérieur à 0,28 ml/g et une acidité de Brønsted supérieure à 600 micromole/g permet d’obtenir une sélectivité améliorée vers la coupe naphta, notamment par rapport aux catalyseurs de l’état de la technique. Objet de l'invention Plus précisément, la présente invention concerne un catalyseur d’hydrocraquage sélectif envers la coupe naphta, comprenant au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe VIB et du groupe VIII non noble pris seul ou en mélange de la classification périodique, et un support comprenant au moins une matrice minérale poreuse, une zéolithe Y présentant un paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire comprise entre 24,40 Å et 24,52 Å, une surface spécifique BET comprise entre 850 et 1020 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote supérieur à 0,28 ml/g et une acidité de Brønsted supérieure à 600 micromole/g. Un autre objet de la présente invention est un procédé d’hydrocraquage d’une charge hydrocarbonée en présence dudit catalyseur. Un avantage de la présente invention est de fournir un catalyseur d’hydrocraquage permettant l’obtention d’une sélectivité améliorée vers la coupe naphta lorsque ledit catalyseur est utilisé dans un procédé d’hydrocraquage selon l’invention, comparativement aux catalyseurs de l’état de l’art. Dans la présente invention, la sélectivité des catalyseurs d’hydrocraquage pour la production de naphta est déterminée pendant un test catalytique et correspond à la fraction, en pourcentage poids, du produit bouillant dans la gamme de la coupe naphta, c’est-à-dire entre la température d’ébullition des composés hydrocarbonés ayant 6 atomes de carbones par molécule (ou 68°C de point d’ébullition) jusqu’à 216°C, par rapport à la masse totale de produit en sortie du procédé. Selon un mode de réalisation avantageux, le catalyseur selon l’invention comprend également une zéolithe beta. Un avantage du mode de réalisation avantageux de la présente invention est de fournir un catalyseur d’hydrocraquage comprenant ladite zéolithe Y présentant les caractéristiques spécifiques revendiquées et une zéolithe béta dans un rapport massique Y/beta spécifique permettant non seulement l’obtention d’une sélectivité améliorée vers la coupe naphta lorsque ledit catalyseur est utilisé dans un procédé d’hydrocraquage selon l’invention, mais également une activité améliorée par rapport aux catalyseurs de l’art antérieur. Dans la présente invention, l’activité convertissante des catalyseurs d’hydrocraquage pour la production de naphta est déterminée pendant un test catalytique en comparant la température à laquelle le catalyseur doit être mis en œuvre pour produire au moins 65%pds de produits ayant un point d’ébullition inférieur à 216°C. Plus la température requise est faible, plus le catalyseur est actif. Cette diminution de température permet par exemple de limiter la consommation énergétique du procédé et d’accroître la durée de cycle d’utilisation du catalyseur, voire de traiter des charges moins réactives sans modification de la capacité et du schéma de procédé. Dans toute la suite du texte, on entend par surface spécifique, la surface spécifique B.E.T (SBET) déterminée par adsorption d’azote conformément à la norme ASTM 4365-19 établie à partir de la méthode BRUNAUER-EMMETT-TELLER décrite dans le périodique « The Journal of American Society », 60, 309, (1938). L’analyse de la texture par adsorption d’azote permet également de déterminer le volume microporeux, i.e. volume de pores dont l’ouverture est inférieure à 2 nm. Avant analyse, la poudre de zéolithe est activée à 500°C pendant 5h. De la même manière, le volume des mésopores est déterminé par adsorption d’azote. Dans toute la suite du texte, par « micropores », on entend des pores dont l’ouverture est inférieure à 2 nm, et par « mésopores », les pores dont l’ouverture est supérieure à 2 nm. Dans toute la suite du texte, l’acidité de Brønsted de la zéolithe Y est mesurée par adsorption et thermodésorption consécutive de pyridine suivie par spectroscopie infrarouge (FTIR). Cette méthode est conventionnellement utilisée pour caractériser les solides acides telles que les zéolithes Y comme décrit dans le périodique C. A. Emeis « Journal of Catalysis », 141, 347, (1993). Avant analyse, la poudre de zéolithe est compactée sous la forme d’une pastille de 16 mm de diamètre et est activée sous vide secondaire à 450°C. L’introduction de la pyridine en phase gazeuse en contact avec la pastille activée ainsi que l’étape de thermodésorption sont réalisées à 150°C. La concentration d’ion pyridinium détectée par FTIR après thermodésorption à 150°C correspond à l’acidité de Brønsted de la zéolithe et est exprimée en micromole/g. Dans le sens de la présente invention, les différents modes de réalisation présentés peuvent être utilisés seul ou en combinaison les uns avec les autres, sans limitation de combinaison. Dans le sens de la présente invention, les différentes plages de paramètres pour une étape donnée telles que les plages de pression et les plages de température peuvent être utilisées seules ou en combinaison. Par exemple, dans le sens de la présente invention, une plage préférée de valeurs de pression peut être combinée avec une plage de valeurs de température plus préférée. Dans la suite du texte, les groupes d'éléments chimiques sont donnés selon la classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, éditeur CRC press, rédacteur en chef D.R. Lide, 81ème édition, 2000-2001). Par exemple, le groupe VIII selon la classification CAS correspond aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC, et le groupe VIB aux métaux de la colonne 6. Dans la suite du texte, les expressions « compris entre … et … » et « entre …. et … » sont équivalentes et signifient que les valeurs limites de l’intervalle sont incluses dans la gamme de valeurs décrite. Si tel n’était pas le cas et que les valeurs limites n’étaient pas incluses dans la gamme décrite, une telle précision sera apportée par la présente invention. Dans la présente description, l’expression « supérieur à… » est entendue comme strictement supérieur, et symbolisée par le signe « > », et l’expression « inférieur à » comme strictement inférieur, et symbolisée par le signe « Dans la présente description, le rapport molaire global SiO2/Al2O3 d’une zéolithe est également appelé SAR ou silica-alumina ratio selon la terminologie anglo-saxonne. Le rapport molaire SiO2/Al2O3 est mesuré par fluorescence X. Description détaillée de l’invention La fonction hydro/deshydrogénante Conformément à l’invention, le catalyseur comprend au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe VIB et du groupe VIII non nobles de la classification périodique, pris seuls ou en mélange. De préférence, les éléments du groupe VIII sont choisis parmi le fer, le cobalt, le nickel, pris seuls ou en mélange, et de manière préférée parmi le nickel et le cobalt. De préférence, les éléments du groupe VIB sont choisis parmi le tungstène et le molybdène, pris seuls ou en mélange. Les associations suivantes de métaux sont préférées : nickel-molybdène, cobalt-molybdène, nickel-tungstène, cobalt-tungstène, et de manière très préférée : nickel-molybdène, nickel-tungstène. II est également possible d'utiliser des associations de trois métaux telles que par exemple nickel-cobalt-molybdène. La teneur du catalyseur en élément du groupe VIII est avantageusement comprise entre 0,5 et 8% en poids d'oxyde par rapport au poids total dudit catalyseur, de manière préférée entre 0,5 et 6% en poids d'oxyde et de manière très préférée entre 1,0 et 4% en poids d'oxyde. La teneur du catalyseur en élément du groupe VIB est avantageusement comprise entre 1 et 30% en poids d'oxyde par rapport au poids total dudit catalyseur, de manière préférée entre 2 et 25% en poids d'oxyde, de manière très préférée entre 5 et 20% en poids d'oxyde, et de manière encore plus préférée entre 5 et 16% en poids d’oxyde. De manière préférée, le catalyseur mis en œuvre selon l’invention peut également contenir un élément promoteur choisi parmi le phosphore, bore, silicium, de manière très préférée du phosphore. Lorsque le catalyseur contient du phosphore, la teneur en phosphore est avantageusement comprise entre 0,5 et 10% en poids d'oxyde P2O5 par rapport au poids total dudit catalyseur, de manière préférée comprise entre 1 et 6% en poids d’oxyde P2O5 et de manière plus préférée entre 1 et 4% en poids d’oxyde P2O5. Le support Le catalyseur selon l’invention comprend un support qui comprend et est de préférence constitué par au moins une matrice minérale poreuse, une zéolithe Y, de préférence une zéolithe désaluminée USY, ladite zéolithe Y présentant un paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire comprise entre 24,40 Å et 24,52 Å, une surface spécifique BET comprise entre 850 et 1020 m2/g, un volume microporeux supérieur à 0,28 ml/g et une acidité de Brønsted supérieure à 600 micromole/g. La matrice minérale poreuse utilisée dans le support du catalyseur, appelée encore liant, est avantageusement constituée d’au moins un oxyde réfractaire, de préférence choisi dans le groupe formé par l’alumine, la silice-alumine, l’argile, l’oxyde de titane, l’oxyde de bore et la zircone, pris seuls ou en mélange. De manière préférée, la matrice minérale poreuse est choisie parmi l’alumine et la silice-alumine, prises seules ou en mélange. De manière plus préférée, la matrice minérale poreuse est l’alumine. L’alumine peut avantageusement se présenter sous toutes ses formes connues de l’homme du métier. De manière très préférée, l’alumine est l’alumine gamma, par exemple la boehmite. De préférence, ledit support comprend de 15 à 55%poids de liant, de manière préférée de 25% à 50% en poids, et de manière très préférée entre 25% et 40% en poids, par rapport au poids total dudit support. Selon l’invention, le support comprend une zéolithe Y présentant un paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire compris entre à 24,40 Å et 24,52 Å. De préférence, le paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire de la zéolithe Y utilisée est compris entre 24,40 et 24,51 Å, de manière préférée compris entre 24,43 et 24,51 Å et de manière très préférée compris entre 24,45 et 24,48 Å. Le paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire de la zéolithe Y donné est la valeur du paramètre cristallin initial a0 de la zéolithe Y utilisée dans la synthèse du catalyseur selon l’invention. Le paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire de la zéolithe Y est mesuré par Diffraction des Rayons X selon la norme ASTM 03942-80. Selon l’invention, ladite zéolithe Y présente une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. comprise entre 850 et 1020 m2/g, de préférence entre 875 et 995 m2/g, et de manière préférée entre 900 et 970 m2/g. Selon l’invention, ladite zéolithe Y présente un volume microporeux déterminée par adsorption d’azote supérieur à 0,28 ml/g et de manière préférée supérieur à 0,30 ml/g et avantageusement supérieur à 0,31 ml/g et avantageusement inférieur à 0,34 ml/g. Selon l’invention, ladite zéolithe Y présente une acidité de Brønsted supérieure à 600 micromole/g, de préférence supérieure à 650 micromole/g, de manière préférée supérieure à 700 micromole/g et de manière très préférée supérieure à 760 micromole/g. De préférence, ladite zéolithe Y présente une acidité de Brønsted inférieure à 1000 micromole/g. De préférence, ladite zéolithe Y présente un rapport molaire silice sur alumine (SAR) compris entre 5 et 50, de préférence entre 5 et 20, et de manière préférée entre 5 et 10. De préférence, ladite zéolithe Y présente un volume mésoporeux supérieur ou égal à 0,18 ml/g, de préférence compris entre 0,18 et 0,27 ml/g, de manière préférée compris entre 0,20 et 0,26 ml/g et de manière très préférée compris entre 0,22 et 0,25 ml/g. De préférence, ledit support présente une teneur en zéolithe Y, et de préférence en zéolithe désaluminée USY, comprise entre 15 à 80% poids par rapport au poids total dudit support, de préférence entre 20 à 75% poids, et de manière préférée entre 40 à 75% poids. Lesdites zéolithes sont avantageusement définies dans la classification “Atlas of Zeolite Framework Types, 6th revised edition”, Ch. Baerlocher, L. B. Mc Cusker, D.H. Olson, 6ème Edition, Elsevier, 2007, Elsevier". Selon un mode de réalisation préférée de l’invention, la zéolithe Y présentant la combinaison de caractéristiques particulières définies ci-dessus et convenant pour la mise en œuvre du support du catalyseur utilisé dans le procédé selon l’invention est avantageusement préparée selon des méthodes de préparation connues de l’Homme du métier. Avantageusement, la zéolithe Y présentant la combinaison de caractéristiques particulières définies ci-dessus et convenant pour la mise en œuvre du support du catalyseur utilisé dans le procédé selon l’invention est obtenue selon un procédé de préparation comprenant plusieurs étapes. Parmi ces étapes, le mélange en milieu aqueux, d’au moins un métal alcalin, d’au moins un composé organique R, R étant un ammonium quaternaire formé de chaines carbonées comprenant entre 1 et 4 atomes de carbone, d’au moins une source de silicium SiO2, et d’au moins une source d’aluminium Al2O3, permet d’obtenir un mélange homogène appelé gel précurseur. Ce gel précurseur peut subir une étape optionnelle de mûrissement et une étape optionnelle d’ajout de germes d’une zéolithe de type structural FAU. A l’issue de ces étapes optionnelles, le gel précurseur subit un traitement hydrothermal jusqu’à ce que ladite zéolithe Y se forme. Ainsi, ladite zéolithe Y obtenue présente un paramètre cristallin a0 initial de la maille élémentaire comprise entre 24,40 Å et 24,52 Å, une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. comprise entre 850 et 1020 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote supérieur à 0,28 ml/g et une acidité de Brønsted supérieure à 600 micromole /g. Le support peut avantageusement également comprendre une zéolithe Béta. La zéolithe Beta est généralement synthétisée à partir d’un mélange réactionnel contenant un agent structurant. L’utilisation d’agents structurants est bien connue de l’homme du métier : par exemple, le brevet US 3,308,069 décrit l’utilisation d’hydroxyde de tétraéthylammonium, et le brevet US 5,139,759 décrit l’utilisation du cation tétraéthylammonium dérivé d’un composé halogénure de tétraéthylammonium. Une autre méthode standard de préparation de la zéolithe Beta est indiquée dans l’ouvrage Verified Synthesis of Zeolitic Materials. La zéolithe Beta utilisée dans le support selon l’invention présente de préférence un rapport atomique global SAR compris entre 10 et 100, préférentiellement entre 20 et 50, et de manière préférée entre 20 et 30. La zéolithe Beta utilisée dans le support selon l’invention présente avantageusement une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. comprise entre 400 et 800 m2/g, de préférence entre 500 et 750 m2/g, et de manière préférée entre 550 et 700 m2/g. Dans le cas où le support comprend une zéolithe Beta, le support présente avantageusement une teneur en zéolithe Beta comprise entre 2 et 40%, de préférence entre 5 et 35%, et de manière préférée entre 10 et 35%poids en poids par rapport au poids total dudit support. Dans le cas où le support comprend une zéolithe beta, le rapport pondéral de ladite zéolithe Y sur ladite zéolithe Beta dans le catalyseur est compris entre 1 et 40. De préférence, le rapport pondéral de ladite zéolithe Y sur ladite zéolithe Beta dans le catalyseur est compris entre 1 et 20, et de préférence entre 1,2 et 15, et de manière préférée entre 1,2 et 8. Ce rapport pondéral est calculé à partir des masses sèches de zéolithes, c’est-à-dire les masses des zéolithes corrigées de leur teneur en eau déterminée par mesure de Perte Au Feu à 1000 °C. (masse sèche) Dans le cas où le support comprend uniquement de la zéolithe USY (sans zéolithe Beta), il est de préférence constitué de : - 15 à 80%, de préférence de 20 à 70%, et de manière préférée de 40 à 70%, en poids par rapport au poids total dudit support d’une zéolithe Y, de préférence d’une zéolithe désaluminée USY, présentant un paramètre cristallin a0 initial de la maille élémentaire comprise entre 24,40 Å et 24,52 Å ; - de 20 à 85% poids, de préférence entre 20% à 60% en poids, et de manière très préférée entre 20% et 50% en poids par rapport au poids total dudit support d’au moins une matrice minérale poreuse. Dans le cas où le support comprend de la zéolithe USY et une zéolithe Beta, il est de préférence constitué de : - 15 à 80%, de préférence de 20 à 70%, et de manière préférée de 40 à 70%, en poids par rapport au poids total dudit support d’une zéolithe Y, de préférence d’une zéolithe désaluminée USY, présentant un paramètre cristallin a0 initial de la maille élémentaire comprise entre 24,40 Å et 24,52 Å; - de 2 à 40%, de préférence 5 à 35%, 10 à 35%pds en poids par rapport au poids total dudit support d’une zéolithe Beta ; et - de 5 à 83% poids, de préférence entre 15% à 40% en poids, et de manière très préférée entre 20% et 40% en poids par rapport au poids total dudit support d’au moins une matrice minérale poreuse. De préférence, le catalyseur présente une teneur en zéolithe Y comprise entre 7 et 78% poids par rapport au poids total dudit catalyseur. De préférence, dans le cas où une zéolithe Béta est présente dans la formulation du catalyseur, ledit catalyseur présente une teneur en zéolithe Béta, comprise entre 2 et 39% poids par rapport au poids total dudit catalyseur. De préférence, ledit catalyseur présente une teneur en au moins une matrice minérale poreuse comprise entre 4 et 81% poids par rapport au poids total dudit catalyseur. Le catalyseur d’hydrocraquage présentant avantageusement un rapport Y/beta compris dans ces gammes permet non seulement l’obtention d’une sélectivité améliorée vers la coupe naphta lorsque ledit catalyseur est utilisé dans un procédé d’hydrocraquage selon l’invention, mais également une activité améliorée comparativement aux catalyseurs de l’état de l’art. Préparation du catalyseur Le catalyseur est avantageusement préparé selon les méthodes classiques utilisées dans l’art antérieur. En particulier, le catalyseur est préparé selon un procédé de préparation comprenant : - une étape de préparation du support comprenant : - le mélange d’au moins une matrice minérale poreuse avec une zéolithe Y présentant un paramètre cristallin initial a 0 de la maille élémentaire comprise entre 24,40 Å et 24,52 Å une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. comprise entre 850 et 1020 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote supérieur à 0,28 ml/g et une acidité de Brønsted supérieure à 600 micromole /g, et, avec éventuellement une zéolithe Beta, le rapport pondéral de ladite zéolithe Y sur ladite zéolithe Beta dans le catalyseur étant compris entre 1 et 40 dans le cas où la zéolithe Beta est présente et - la mise en forme dudit mélange ; - l’introduction d’au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe VIB de la classification périodique, de préférence le nickel et le cobalt, les éléments du groupe VIII non nobles de la classification périodique, de préférence le fer, le cobalt, le nickel, et leurs mélanges, et de manière préférée le nickel et le cobalt, et leurs mélanges, sur le support par : - addition d’au moins un précurseur dudit élément lors de la mise en forme de façon à introduire au moins une partie dudit élément, - imprégnation du support avec au moins un précurseur dudit élément, - éventuellement une étape de séchage et/ou de calcination à l’issue de la préparation du support et/ou de l’étape d’introduction d’au moins un élément hydro-déshydrogénant. Plus particulièrement, le catalyseur est préparé selon un procédé de préparation comprenant les étapes suivantes : a) préparation de la zéolithe Y présentant la caractéristique cristallographique spécifique revendiquée selon le procédé décrit ci-dessus, b) préparation de la zéolithe Beta dans le cas où une zéolithe béta est présente dans la formulation du catalyseur selon l’invention, c) mélange avec une matrice minérale poreuse et mise en forme pour obtenir le support, d) introduction d’au moins un élément hydro-déshydrogénant sur le support par l’une au moins des méthodes suivantes : - addition d’au moins un précurseur dudit élément lors de la mise en forme de façon à introduire au moins une partie dudit élément, - imprégnation du support avec au moins un précurseur dudit élément hydro-déshydrogénant, Éventuellement séchage et/ou calcination des produits obtenus à l’issue de chacune des étapes de préparation a) ou b) ou c) ou d). Le support peut avantageusement être mis en forme par toute technique connue de l’homme du métier. La mise en forme peut être réalisée par exemple par extrusion, par pastillage, par la méthode de coagulation en goutte (oil-drop), par granulation au plateau tournant ou par toute autre méthode bien connue de l’homme du métier. Le support est de préférence mis en forme sous la forme de grains de différentes formes et dimensions. Ils sont utilisés en général sous la forme d'extrudés cylindriques ou polylobes tels que, trilobes, quadrilobes ou polylobes de forme droite ou torsadée, mais peuvent éventuellement être fabriqués et employés sous la forme de poudres concassées, de tablettes, d'anneaux, de billes, de roues. II est toutefois avantageux que le catalyseur se présente sous forme d'extrudés d'un diamètre compris entre 0,5 et 5 mm et plus particulièrement entre 0,7 et 3 mm et de façon encore plus particulière entre 1,0 et 2,5 mm. Les formes sont cylindriques (qui peuvent être creuses ou non), cylindriques torsadés, multilobées (2, 3, 4 ou 5 lobes par exemple), anneaux. Toute autre forme peut être utilisée. Une des méthodes préférées de mise en forme consiste à co-malaxer lesdites zéolithes avec le liant, de préférence d’alumine, sous forme de gel humide pendant quelques dizaines de minutes, de préférence entre 10 et 40 minutes, puis à passer la pâte ainsi obtenue à travers une filière pour former des extrudés de diamètre compris de préférence entre 0,5 et 5 mm. Selon une autre des méthodes préférées de mise en forme, lesdites zéolithes peuvent être introduites au cours de la synthèse de la matrice minérale poreuse. Par exemple, selon ce mode préféré de la présente invention, lesdites zéolithes Y et Beta sont ajoutées au cours de la synthèse d’une matrice minérale poreuse, telle que par exemple une matrice silico-aluminique : dans ce cas, lesdites zéolithes peuvent être avantageusement ajoutées à un mélange composé d’un composé d’alumine en milieu acide avec un composé de silice totalement soluble. L’introduction des éléments du groupe VIB et/ou VIII peut avoir lieu éventuellement lors de l’étape de mise en forme, par addition d’au moins un composé dudit élément, de façon à introduire au moins une partie dudit élément. L’introduction d’au moins un élément hydro-déshydrogénant peut avantageusement être accompagnée de celle d’au moins un élément promoteur choisi parmi le phosphore, bore, silicium et de préférence le phosphore et éventuellement de l’introduction d’un élément du groupe VIIA et/ou VB. Le solide mis en forme est éventuellement séché à une température comprise entre 60 et 250 °C et éventuellement calciné à une température de 250 à 800 °C pendant une durée comprise entre 30 minutes et 6 heures. L’étape d’introduction d’au moins un élément hydro-déshydrogénant est avantageusement réalisée par une méthode bien connue de l’homme du métier, en particulier par une ou plusieurs opérations d’imprégnation du support mis en forme et calciné ou séché, et de préférence calciné, par une solution contenant les précurseurs des éléments du groupe VIB et/ou VIII, éventuellement le précurseur d’au moins un élément promoteur et éventuellement le précurseur d’au moins un élément du groupe VIIA et/ou du groupe VB. De manière préférée, ladite étape d) est réalisée par une méthode d’imprégnation à sec par une solution contenant les précurseurs de la fonction hydro/déshydrogénante, c’est-à-dire des éléments du groupe VIB et/ou VIII, éventuellement suivi d’une étape de séchage et de préférence sans étape de calcination. Dans le cas où le catalyseur de la présente invention contient un métal non noble du groupe VIII, les métaux du groupe VIII sont de préférence introduits par une ou plusieurs opérations d’imprégnation du support mis en forme et calciné, après ceux du groupe VIB ou en même temps que ces derniers. L’introduction d’au moins un élément hydro-déshydrogénant peut ensuite être éventuellement suivie d’un séchage à une température comprise entre 60 et 250 °C et éventuellement d’une calcination à une température comprise entre 250 et 800 °C. Les sources de molybdène et de tungstène sont avantageusement choisies parmi les oxydes et les hydroxydes, les acides molybdiques et tungstiques et leurs sels en particulier les sels d'ammonium tels que le molybdate d’ammonium, l’heptamolybdate d’ammonium, le tungstate d’ammonium, l’acide phosphomolybdique, l’acide phosphotungstique et leurs sels, l’acide silicomolybdique, l’acide silicotungstique et leurs sels. On utilise de préférence les oxydes et les sels d’ammonium tels que le molybdate d’ammonium, l’heptamolybdate d’ammonium et le tungstate d’ammonium. Les sources d’éléments du groupe VIII non nobles qui peuvent être utilisées sont bien connues de l’homme du métier. Par exemple, pour les métaux non nobles on utilisera les nitrates, les sulfates, les hydroxydes, les phosphates, les halogénures comme par exemple les chlorures, les bromures et les fluorures, les carboxylates comme par exemple les acétates et les carbonates. La source de phosphore préférée est l’acide orthophosphorique H3PO4, mais ses sels et esters comme les phosphates d’ammonium conviennent également. Le phosphore peut par exemple être introduit sous la forme d’un mélange d’acide phosphorique et d’un composé organique basique contenant de l’azote tel que l’ammoniaque, les amines primaires et secondaires, les amines cycliques, les composés de la famille de la pyridine et des quinoléines et les composés de la famille du pyrrole. Les acides tungsto-phosphorique ou tungsto-molybdique peuvent être employés. La teneur en phosphore est ajustée, sans que cela ne limite la portée de l’invention, de telle manière à former un composé mixte en solution et/ou sur le support, par exemple tungstène-phosphore ou molybdène-tungstène-phosphore. Ces composés mixtes peuvent être des hétéropolyanions. Ces composés peuvent être des hétéropolyanions d’Anderson, par exemple. La source de bore peut être l’acide borique, de préférence l’acide orthoborique H3BO3, le biborate ou le pentaborate d’ammonium, l’oxyde de bore, les esters boriques. Le bore peut par exemple être introduit sous la forme d’un mélange d’acide borique, d’eau oxygénée et un composé organique basique contenant de l’azote tel que l’ammoniaque, les amines primaires et secondaires, les amines cycliques, les composés de la famille de la pyridine et des quinoléines et les composés de la famille du pyrrole. Le bore peut être introduit par exemple par une solution d’acide borique dans un mélange eau-alcool. De nombreuses sources de silicium peuvent être employées. Ainsi, on peut utiliser l’orthosilicate d’éthyle Si(OEt)4, les siloxanes, les polysiloxanes, les silicones, les émulsions de silicones, les silicates d’halogénures comme le fluorosilicate d’ammonium (NH4)2SiF6 ou le fluorosilicate de sodium Na2SiF6. L’acide silicomolybdique et ses sels, l’acide silicotungstique et ses sels peuvent également être avantageusement employés. Le silicium peut être ajouté par exemple par imprégnation de silicate d’éthyle en solution dans un mélange eau-alcool. Le silicium peut être ajouté par exemple par imprégnation d’un composé du silicium de type silicone ou l’acide silicique mis en suspension dans l’eau. Les sources d’éléments du groupe VB qui peuvent être utilisées sont bien connues de l’homme du métier. Par exemple, parmi les sources de niobium, on peut utiliser les oxydes, tel que le pentaoxyde de diniobium Nb2O5, l’acide niobique Nb2O5.H2O, les hydroxydes de niobium et les polyoxoniobates, les alkoxydes de niobium de formule Nb(OR1)3 où R1 est un radical alkyle, l’oxalate de niobium NbO(HC2O4)5, le niobate d’ammonium. On utilise de préférence l’oxalate de niobium ou le niobate d’ammonium. Les sources d’éléments du groupe VIIA qui peuvent être utilisées sont bien connues de l’homme du métier. Par exemple, les anions fluorures peuvent être introduits sous forme d’acide fluorhydrique ou de ses sels. Ces sels sont formés avec des métaux alcalins, l’ammonium ou un composé organique. Dans ce dernier cas, le sel est avantageusement formé dans le mélange réactionnel par réaction entre le composé organique et l’acide fluorhydrique. Il est également possible d’utiliser des composés hydrolysables pouvant libérer des anions fluorures dans l’eau, comme le fluorosilicate d’ammonium (NH4)2SiF6, le tétrafluorure de silicium SiF4 ou de sodium Na2SiF6. Le fluor peut être introduit par exemple par imprégnation d’une solution aqueuse d’acide fluorhydrique ou de fluorure d’ammonium. Procédé d’hydrocraquage Le catalyseur selon l’invention est alors avantageusement mis en œuvre dans un procédé d’hydrocraquage en particulier de production de naphta. Le catalyseur mis en œuvre dans un procédé d’hydrocraquage, comme le procédé selon l’invention, peut être avantageusement sous forme sulfurée. Les métaux du groupe VIB et/ou du groupe VIII non nobles dudit catalyseur sont donc présents sous forme sulfurée. Les catalyseurs utilisés dans les procédés selon la présente invention sont alors avantageusement soumis préalablement à un traitement de sulfuration permettant de transformer, au moins en partie, les espèces métalliques en forme sulfurée avant leur mise en contact avec la charge à traiter. Ce traitement d’activation par sulfuration est bien connu de l’homme du métier et peut être effectué par toute méthode déjà décrite dans la littérature soit in-situ, c’est-à-dire dans le réacteur, soit ex-situ. Une méthode de sulfuration classique bien connue de l’homme du métier consiste à chauffer le catalyseur en présence d’hydrogène sulfuré (pur ou par exemple sous flux d’un mélange d’hydrogène-hydrogène sulfuré) à une température comprise entre 150 et 800 °C, de préférence entre 250 et 600 °C, généralement dans une zone réactionnelle à lit traversé. Un autre objet de la présente invention a également pour objet un procédé d'hydrocraquage d'au moins une charge hydrocarbonée, de préférence sous forme liquide, dont au moins 50% poids des composés présentent un point d’ébullition initial supérieur à 300°C et un point d’ébullition final inférieur à 650°C, à une température comprise entre 200°C et 480°C, à une pression totale comprise entre 1 MPa et 25 MPa, avec un ratio volume d’hydrogène par volume de charge hydrocarbonée compris entre 80 et 5000 litres par litre et à une Vitesse Volumique Horaire (VVH) définie par le rapport du débit volumique de charge hydrocarbonée, de préférence liquide, par le volume de catalyseur chargé dans le réacteur comprise entre 0,1 et 50 h-1, en présence du catalyseur selon l’invention. De manière avantageuse, le catalyseur selon l’invention est utilisé dans le procédé d'hydrocraquage selon l’invention après une section dite de prétraitement contenant un ou plusieurs catalyseur(s) d’hydrotraitement pouvant être tout catalyseur connu de l’Homme du métier et qui permet de réduire la teneur en certains contaminants de la charge (voir ci-après) tels que l’azote, le soufre ou les métaux. Les conditions d’opération (VVH, température, pression, débit d’hydrogène, liquide, configuration réactionnelle etc..) de cette section dite de prétraitement peuvent être diverses et variées en accord avec le savoir de l’Homme du métier. Charges Des charges très variées peuvent être traitées par les procédés d'hydrocraquage selon l'invention. La charge mise en œuvre dans le procédé d'hydrocraquage selon l'invention est une charge hydrocarbonée dont au moins 50% poids des composés présentent un point d’ébullition initial supérieur à 300°C et un point d’ébullition final inférieur à 650°C, de préférence dont au moins 60% poids, de manière préférée dont au moins 75% poids et de manière plus préférée dont au moins 80% poids des composés, présentent un point d’ébullition initial supérieur à 300°C et un point d’ébullition final inférieur à 650°C. La charge est avantageusement choisie parmi les LCO (Light Cycle Oil, gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique), les distillats atmosphériques, les distillats sous vide tels que par exemple gasoils issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC, le coker ou la viscoréduction, les charges provenant d'unités d'extraction d'aromatiques des bases d’huile lubrifiante ou issues du déparaffinage au solvant des bases d'huile lubrifiante, les distillats provenant de procédés de désulfuration ou d'hydroconversion en lit fixe ou en lit bouillonnant de RAT (résidus atmosphériques) et/ou de RSV (résidus sous vide) et/ou d'huiles désasphaltées, et les huiles désasphaltées, les paraffines issues du procédé Fischer-Tropsch, prises seules ou en mélange. On peut citer des charges d’origines renouvelables (telles que huiles végétales, graisses animales, huile de conversion hydrothermale ou de pyrolyse de la biomasse lignocellulosique) ainsi que des huiles de pyrolyse de plastique. La liste ci-dessus n'est pas limitative. Lesdites charges ont de préférence un point d'ébullition T5 supérieur à 300°C, de préférence supérieur à 340°C, c’est à dire que 95% des composés présents dans la charge ont un point d’ébullition supérieur à 300°C, et de manière préférée supérieur à 340°C. La teneur en azote des charges traitées dans les procédés selon l’invention est avantageusement supérieure à 500 ppm poids, de préférence comprise entre 500 et 10000 ppm poids, de manière plus préférée entre 700 et 4000 ppm poids et de manière encore plus préférée entre 1000 et 4000 ppm poids. La teneur en soufre des charges traitées dans les procédés selon l’invention est avantageusement comprise entre 0,01 et 5% poids, de manière préférée comprise entre 0,2 et 4% poids et de manière encore plus préférée entre 0,5 et 3 % poids. La charge peut éventuellement contenir des métaux. La teneur cumulée en nickel et vanadium des charges traitées dans les procédés selon l'invention est de préférence inférieure à 1 ppm poids. La charge peut éventuellement contenir des asphaltènes. La teneur en asphaltènes est généralement inférieure à 3000 ppm poids, de manière préférée inférieure à 1000 ppm poids, de manière encore plus préférée inférieure à 200 ppm poids. De manière avantageuse, lorsque le catalyseur selon l’invention est mis en œuvre après une section d’hydrotraitement telle que décrite précédemment, la teneur en azote, soufre, métaux ou asphaltènes du liquide injecté dans le procédé selon l’invention mettant en œuvre le catalyseur selon l’invention se voit réduite. De manière préférée, la teneur en azote organique de la charge traitée dans le procédé d’hydrocraquage selon l’invention est alors comprise, après hydrotraitement, entre 0 et 200 ppm, de préférence entre 0 et 50 ppm, et de manière encore plus préférée entre 0 et 30 ppm. La teneur en soufre est de préférence inférieure à 1000 ppm et celle en asphaltène est de préférence inférieure à 200 ppm alors que la teneur en métaux (Ni ou V) est inférieure à 1 ppm. Le procédé d’hydrocraquage selon l’invention peut comprendre une étape de fractionnement entre le prétraitement de la charge et le ou les réacteur(s) d’hydrocraquage mettant en œuvre le catalyseur selon l’invention. Dans le cas préféré où le procédé d’hydrocraquage est opéré sans fractionnement (gaz et liquide) entre le prétraitement et le ou les réacteur(s) d’hydrocraquage mettant en œuvre le catalyseur selon l’invention, l’azote et le soufre éliminé du liquide après le prétraitement se trouvent injectés sous la forme de NH3 et d’H2S dans le(s) réacteur(s) contenant le catalyseur selon l’invention. Conformément à l'invention, le procédé d'hydrocraquage de ladite charge hydrocarbonée selon l'invention est mis en œuvre à une température comprise entre 200°C et 480°C, à une pression totale comprise entre 1 MPa et 25 MPa, avec un ratio volume d’hydrogène par volume de charge hydrocarbonée compris entre 80 et 5000 litres par litre et à une Vitesse Volumique Horaire (VVH) définie par le rapport du débit volumique de charge hydrocarbonée par le volume de catalyseur chargé dans le réacteur comprise entre 0,1 et 50 h-1. De préférence, le procédé d’hydrocraquage selon l'invention opère en présence d’hydrogène, à une température comprise entre 250 et 480°C, de manière préférée entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre 330 et 435°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, de manière préférée entre 3 et 20 MPa, à la vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 20 h-1, de préférence 0,1 et 6 h-1, de manière préférée entre 0,2 et 3 h-1, et la quantité d’hydrogène introduite est telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 100 et 2000 L/L. Le procédé peut être conduit en une étape ou deux étapes selon le niveau de conversion de la charge visée, avec ou sans recyclage de la fraction non convertie. Le catalyseur selon l’invention peut être utilisé de manière non limitative dans l’une ou les deux étapes du procédé d’hydrocraquage, seul ou en combinaison avec un autre catalyseur d’hydrocraquage. Ces conditions opératoires utilisées dans les procédés selon l’invention permettent généralement d’atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, et mieux inférieurs à 370°C, supérieures à 15%pds et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 100%pds. Les exemples illustrent l’invention sans en limiter la portée. EXEMPLES Exemple 1 – Préparation d’un catalyseur A comparatif Le support du catalyseur A est préparé par mise en forme par malaxage-extrusion de 70% poids de zéolithe USY ayant un paramètre de maille de 24,53 Å, un rapport molaire silice sur alumine (SAR) de 9, une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. de 925 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,32 ml/g, un volume mésoporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,12 ml/g et une acidité de Brønsted de 852 µmol/g en présence de boehmite commerciale (Pural SB3, Sasol). Les extrudés obtenus sont séchés à 80°C puis calcinés à 600°C sous air humide (5%poids d’eau par kg d’air sec). Le support calciné comprend, sur base sèche, 70% poids de zéolithe, et 30% poids d’alumine. Le catalyseur A est préparé par imprégnation à sec du support ainsi obtenu à l’aide d’une solution aqueuse contenant les éléments Ni, Mo. Cette solution est obtenue par dissolution des précurseurs suivants dans l’eau : nitrate de nickel, et heptamolybdate d’ammonium. La quantité de précurseurs en solution est ajustée en fonction des concentrations ciblées sur le catalyseur final. Après imprégnation à sec, le catalyseur est séché à 120°C sous air. Les pourcentages massiques dans le catalyseur sont respectivement : 15,1% poids de molybdène (sous forme MoO3), 3,3% poids de nickel (sous forme NiO) sur base sèche. Exemple 2 – Préparation d’un catalyseur B comparatif Le support du catalyseur B est préparé par mise en forme par malaxage-extrusion de 70% poids de zéolithe USY ayant un paramètre de maille de 24,48 Å, un rapport molaire silice sur alumine (SAR) de 6, une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T de 827 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,27 ml/g, un volume mésoporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,16 ml/g et une acidité de Brønsted de 614 µmol/g en présence de boehmite commerciale (Pural SB3, Sasol) . Les extrudés obtenus sont séchés à 80°C puis calcinés à 600°C sous air humide (5% poids d’eau par kg d’air sec). Le support calciné comprend, sur base sèche, 70% poids de zéolithe USY, et 30% poids d’alumine. Le catalyseur B est préparé par imprégnation à sec du support ainsi obtenu à l’aide d’une solution aqueuse contenant les éléments Ni, Mo. Cette solution est obtenue par dissolution des précurseurs suivants dans l’eau : nitrate de nickel, et heptamolybdate d’ammonium. La quantité de précurseurs en solution est ajustée en fonction des concentrations ciblées sur le catalyseur final. Après imprégnation à sec, le catalyseur est séché à 120°C sous air. Les pourcentages massiques dans le catalyseur sont respectivement : 15,1% poids de molybdène (sous forme MoO3), 3,3% poids de nickel (sous forme NiO) sur base sèche. Exemple 3 – Préparation d’un catalyseur C comparatif Le support du catalyseur C est préparé par mise en forme par malaxage-extrusion de 70% poids de zéolithe USY ayant un paramètre de maille de 24,48 Å, un rapport molaire silice sur alumine (SAR) de 6, une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T de 847 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,29 ml/g, un volume mésoporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,11 ml/g et une acidité de Brønsted de 420 µmol/g, en présence de boehmite commerciale (Pural SB3, Sasol) . Les extrudés obtenus sont séchés à 80°C puis calcinés à 600°C sous air humide (5% poids d’eau par kg d’air sec). Le support calciné comprend, sur base sèche, 70% poids de zéolithe USY, et 30% poids d’alumine. Le catalyseur C est préparé par imprégnation à sec du support ainsi obtenu à l’aide d’une solution aqueuse contenant les éléments Ni, Mo. Cette solution est obtenue par dissolution des précurseurs suivants dans l’eau : nitrate de nickel, et heptamolybdate d’ammonium. La quantité de précurseurs en solution est ajustée en fonction des concentrations ciblées sur le catalyseur final. Après imprégnation à sec, le catalyseur est séché à 120°C sous air. Les pourcentages massiques dans le catalyseur sont respectivement : 15,1% poids de molybdène (sous forme MoO3), 3,3% poids de nickel (sous forme NiO) sur base sèche. Exemple 4 – Préparation d’un catalyseur D selon l’invention Le support du catalyseur D est préparé par mise en forme par malaxage-extrusion de 70% poids de zéolithe USY ayant un paramètre de maille 24,47 Å, un rapport molaire silice sur alumine (SAR) de 9, une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. de 931 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,31 ml/g, un volume mésoporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,24 ml/g et une acidité de Brønsted de 698 µmol/g en présence de boehmite commerciale Pural SB3. Les extrudés obtenus sont séchés à 80°C puis calcinés à 600°C sous air humide (5%pds d’eau par kg d’air sec). Le support calciné comprend, sur base sèche, 70% poids de zéolithe USY, et 30% poids d’alumine. Le catalyseur D est préparé par imprégnation à sec du support ainsi obtenu à l’aide d’une solution aqueuse contenant les éléments Ni, Mo. Cette solution est obtenue par dissolution des précurseurs suivants dans l’eau : nitrate de nickel, et heptamolybdate d’ammonium. La quantité de précurseurs en solution est ajustée en fonction des concentrations ciblées sur le catalyseur final. Après imprégnation à sec, le catalyseur est séché à 120°C sous air. Les pourcentages massiques dans le catalyseur sont respectivement : 15,0% poids de molybdène (sous forme MoO3), 3,2% poids de nickel (sous forme NiO) sur base sèche. Exemple 5 – Préparation d’un catalyseur E selon l’invention Le support du catalyseur E est préparé par mise en forme par malaxage-extrusion de 60% poids de zéolithe USY ayant un paramètre de maille 24,47 Å, un rapport molaire silice sur alumine (SAR) de 9, une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. de 931 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,31 ml/g, un volume mésoporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,24 ml/g et une acidité de Brønsted de 698 µmol/g, et 10% poids de zéolithe Beta commerciale (CP814E, Zeolyst) ayant un rapport SiO2/Al2O3 molaire de 25, une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. de 670 m2/g, en présence de boehmite commerciale (PuralSB3, Sasol). Les extrudés obtenus sont séchés à 80°C puis calcinés à 600°C sous air humide (5%pds d’eau par kg d’air sec). Le support calciné comprend, sur base sèche, 60% poids de zéolithe USY, 10% poids de zéolithe Beta et 30% poids d’alumine, soit un rapport pondéral Y/Beta = 6 dans le catalyseur. Après imprégnation à sec, le catalyseur est séché à 120°C sous air. Le catalyseur E est préparé par imprégnation à sec du support ainsi obtenu à l’aide d’une solution aqueuse contenant les éléments Ni, Mo. Cette solution est obtenue par dissolution des précurseurs suivants dans l’eau : nitrate de nickel, et heptamolybdate d’ammonium. La quantité de précurseurs en solution est ajustée en fonction des concentrations ciblées sur le catalyseur final. Les pourcentages massiques dans le catalyseur sont respectivement : 15,0% poids de molybdène (sous forme MoO3), 3,2% poids de nickel (sous forme NiO) sur base sèche. Exemple 6 – Préparation d’un catalyseur F comparatif selon le brevet SHELL US7611689 Le support du catalyseur F est préparé par mise en forme par malaxage-extrusion de 70% poids de zéolithe USY ayant un paramètre de maille de 24,46 Å, un rapport molaire silice sur alumine (SAR) de 8.1, une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. de 810 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,27 ml/g, un volume mésoporeux déterminé par adsorption d’azote de 0,14 ml/g et une acidité de Brønsted de 510 µmol/g en présence de boehmite commerciale (Pural SB3, Sasol). Les extrudés obtenus sont séchés à 80°C puis calcinés à 600°C sous air humide (5%pds d’eau par kg d’air sec). Le support calciné comprend, sur base sèche, 70% poids de zéolithe USY, et 30% poids d’alumine. Le catalyseur F est préparé par imprégnation à sec du support ainsi obtenu à l’aide d’une solution aqueuse contenant les éléments Ni, Mo. Cette solution est obtenue par dissolution des précurseurs suivants dans l’eau : nitrate de nickel, et heptamolybdate d’ammonium. La quantité de précurseurs en solution est ajustée en fonction des concentrations ciblées sur le catalyseur final. Les pourcentages massiques dans le catalyseur sont respectivement : 15,0% poids de molybdène (sous forme MoO3), 3,2% poids de nickel (sous forme NiO) sur base sèche. Exemple 7 Les performances des catalyseurs décrits précédemment sont évaluées en hydrocraquage d’une charge comprenant une fraction distillats sous vide et gazole en une étape à l’aide d’une unité pilote de test isotherme en configuration flux descendant. Cette charge de test subit un hydrotraitement (HDT). Après cette étape d’hydrotraitement, la charge de test présente une densité à 15°C de 0,8755 g/mL, une teneur résiduelle en azote de 23 ppm pds et une teneur résiduelle en soufre de 16 ppm pds. Le point initial de la distillation simulée pour cette charge de test après hydrotraitement est de 163,3°C et le point final de 578,7°C. Le point à 50%pds de la distillation simulée est à 391,7°C. Afin de simuler la pression partielle d’hydrogène sulfuré et d’ammoniac généré par l’étape d’HDT du procédé, la charge de test est additivé respectivement de DMDS et d’aniline de manière à obtenir 8820 ppm pds de soufre et 1900 ppm pds d’azote dans la charge additivée finale. Chaque catalyseur est évalué séparément et est sulfuré préalablement au test d’hydrocraquage sous charge SRGO ou gazole straight run c’est-à-dire gazole issue de la distillation directe du pétrole additivée de 4% poids de diméthylsulfure (DMDS) et 2% poids d’aniline. La sulfuration est conduite à VVH de 2 h-1 (VVH = Vitesse Volumique Horaire), un rapport volumique H2/charge de 1000 NL/L, une pression totale de 140 bar (soit 14,0 MPa) et une température de palier de 350°C pendant 6 heures. Après sulfuration, les conditions opératoires sont ajustées à celles utilisées pour le test d’hydrocraquage : VVH de 1,5 h-1, un rapport volumique H2/charge de 1000 NL/L, une pression totale de 140 bar (soit 14,0 MPa). La température des réacteurs est ajustée de manière à cibler une conversion nette de la fraction 216°C+ de 65% poids après 150 heures sous charge. La conversion nette est définie comme le rendement en coupe (ou fraction) de point d’ébullition inférieure à 216°C moins le rendement en coupe de point d’ébullition inférieure à 216°C présente dans la charge de test. Les performances des catalyseurs sont comparées à celle du catalyseur D pris comme référence et reportées dans le Tableau 1. L’activité relative en degré Celsius (°C) est obtenue par différence des températures entre le catalyseur à évaluer et celle obtenue pour le catalyseur D référence pour obtenir une conversion nette de 65%. De même le rendement relatif en coupe 68-216°C est pris par différence des rendements obtenus à 65% poids de conversion nette de la coupe 216°C+. Une valeur positive induit une activité ou un rendement supérieur. Catalyseurs Paramètre de maille USY (Å) S BET USY (m²/g) V micro USY (ml/g) V méso USY (ml/g) Acidité de la zéolithe Y (µmole/g) Rapport massique USY/Beta USY (%pds par rapport au support) Beta (%pds par rapport au support) Activité relative (°C) Rdt relatif (%pds) A (comparatif) 24,53 925 0,32 0,12 852 - 70 0 +3.1 -1.8 B (comparatif) 24,48 827 0,27 0,16 614 - 70 0 -3.4 0 C (comparatif) 24,48 847 0,29 0,11 420 - 70 0 -4.8 +1.1 D (selon l’invention) 24,47 931 0,31 0,24 698 - 70 0 base base E (selon invention) 24,47 931 0,31 0,24 698 6 60 10 +1.0 +0.8 F (comparatif) 24,46 810 0,27 0,14 510 - 70 0 -4.2 +0.7 Tableau 1. Caractéristiques et positionnement des performances des catalyseurs A à F. Les résultats reportés dans le tableau 1 montre que le catalyseur D selon l’invention, constitué d’une zéolithe USY de paramètre de maille de 24,47 Å, une surface BET de 931 m2/g, un volume microporeux de 0,31 ml/g et une acidité de 698 µmol/g, présente un gain systématique d’activité comparativement aux catalyseurs comparatifs B et C sans dégradation du rendement et un gain de sélectivité vers la coupe naphta comparativement au catalyseur comparatif A sans dégradation de l’activité. Plus particulièrement, nous constatons que le catalyseur A comparatif présentant une acidité conforme à l’invention mais un paramètre de maille non conforme présente un net retrait de rendement vers la coupe naphta comparativement au catalyseur D conforme à l’invention. Par ailleurs, l’ajout d’une zéolithe Beta à la zéolithe USY selon l’invention démontre que la présence de Beta, la zéolithe USY utilisé dans le catalyseur selon l’invention conduit également à des performances élevées tant en activité qu’en sélectivité vers la coupe naphta et supérieure à celles obtenues avec des catalyseurs de l’art antérieur. Nous constatons que le catalyseur F comparatif, présentant une acidité, volume microporeux et SBET non conformes à l’invention, présente une activité en retrait par rapport au catalyseur D conforme à l’invention. Catalyseur d’hydrocraquage comprenant au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe VIB et du groupe VIII non nobles de la classification périodique, pris seuls ou en mélange, et un support comprenant au moins une matrice minérale poreuse, une zéolithe Y présentant un paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire comprise entre 24,40 Å et 24,52 Å,, une surface spécifique BET comprise entre 850 et 1020 m2/g, un volume microporeux déterminé par adsorption d’azote supérieur à 0,28 ml/g et une acidité de Brønsted supérieure à 600 micromole/g. Catalyseur selon la revendication 1 dans lequel les éléments du groupe VIII sont choisis parmi le fer, le cobalt, le nickel, pris seuls ou en mélange et de manière préférée parmi le nickel et le cobalt, la teneur en élément du groupe VIII étant comprise entre 0,5 et 8% en poids d'oxyde, de manière préférée entre 0,5 et 6% en poids d'oxyde et de manière très préférée entre 1,0 et 4% en poids d'oxyde, par rapport au poids total dudit catalyseur. Catalyseur selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel les éléments du groupe VIB sont choisis parmi le tungstène et le molybdène, pris seuls ou en mélange, la teneur en élément du groupe VIB étant comprise entre 1 et 30% en poids d'oxyde, de manière préférée entre 2 et 25% en poids d'oxyde, de manière très préférée entre 5 et 20% en poids d'oxyde, et de manière encore plus préférée entre 5 et 16% en poids d’oxyde, par rapport au poids total dudit catalyseur. Catalyseur selon l'une des revendications 1 à 3 dans lequel ladite zéolithe Y présente une acidité de Brønsted supérieure à 650 micromole/g, de manière préférée supérieure à 700 micromole/g et de manière très préférée supérieure à 760 micromole/g et de préférence, ladite zéolithe Y présente une acidité de Brønsted inférieure à 1000 micromole/g. Catalyseur selon l'une des revendications 1 à 4 dans lequel le paramètre cristallin initial a0 de la maille élémentaire de la zéolithe Y est compris entre 24,40 et 24,51 Å, de manière préférée compris entre 24,43 et 24,51 Å et de manière très préférée compris entre 24,45 et 24,48 Å. Catalyseur selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel ladite zéolithe Y présente une surface spécifique mesurée par physisorption d’azote selon la méthode B.E.T. comprise entre 875 et 995 m2/g, et de manière préférée entre 900 et 970 m2/g. Catalyseur selon l'une des revendications 1 à 6 dans lequel ladite zéolithe Y présente un volume microporeux déterminée par adsorption d’azote supérieur à 0,30 ml/g et avantageusement supérieur à 0,31 ml/g et avantageusement inférieur à 0,34 ml/g. Catalyseur selon l'une des revendications 1 à 7 dans lequel ladite zéolithe Y présente un rapport molaire silice sur alumine (SAR) compris entre 5 et 50, de préférence entre 5 et 20, et de manière préférée entre 5 et 10. Catalyseur selon l'une des revendications 1 à 8 dans lequel ladite zéolithe Y présente un volume mésoporeux supérieur ou égal à 0,18 ml/g, de préférence compris entre 0,18 et 0,27 ml/g, de manière préférée compris entre 0,20 et 0,26 ml/g et de manière très préférée compris entre 0,22 et 0,25 ml/g. Catalyseur selon l'une des revendications 1 à 9 dans lequel ledit catalyseur comprend également une zéolithe Beta. Procédé d'hydrocraquage d'au moins une charge hydrocarbonée dont au moins 50% poids des composés présentent un point d’ébullition initial supérieur à 300°C et un point d’ébullition final inférieur à 650°C, à une température comprise entre 200°C et 480°C, à une pression totale comprise entre 1 MPa et 25 MPa, avec un ratio volume d’hydrogène par volume de charge hydrocarbonée compris entre 80 et 5000 litres par litre et à une Vitesse Volumique Horaire (VVH) définie par le rapport du débit volumique de charge hydrocarbonée par le volume de catalyseur chargé dans le réacteur comprise entre 0,1 et 50 h-1, en présence du catalyseur selon l’une des revendications 1 à 10.