Brevet FR3150211A1 — publié le 20241227

On décrit un procédé de production de distillats moyens à partir d’une charge hydrocarbonée fossile dont au moins 50% poids des composés présentent un point d’ébullition initial supérieur à 250°C et un point d’ébullition final inférieur à 800°C, en mélange avec au moins une charge renouvelable choisie parmi les huiles végétales, les huiles algales, les huiles de cuisson et les graisses animales, fraiches ou usagées, seules ou en mélange, comprenant a) une étape d’hydrotraitement dudit mélange de charge b) une étape d’hydrocraquage d’au moins une partie de la charge hydrotraitée issue de l’étape a), c) La séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape b), d) L’envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une étape de compression e) le fractionnement d’au moins une partie pour produire au moins une coupe naphta comprenant des composés ayant un point d’ébullition inférieur ou égal à 180°C, et de préférence compris entre 80 et 130°C, au moins une première coupe comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 220°C, au moins une deuxième coupe comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 300°C, au moins une troisième coupe comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 250°C et 400°C et au moins une coupe liquide lourde non convertie comprenant des composés ayant un point d’ébullition supérieure à 400°C f) le mélange d’au moins une partie de la première coupe et d’au moins une partie de la troisième coupe et l’envoi du mélange dans une unité de stockage gazole, g)l’envoi d’au moins une partie de la troisième coupe dans une unité de stockage kérosène. Figure 1 à publier PROCEDE DE PRODUCTION DE DISTILLATS MOYENS PAR CO-PROCESSING DE CHARGE MINERALE AVEC OPTIMISATION DES POINTS DE COUPE POUR MAXIMISER LE CARBONE BIOGENIQUE DANS LE KEROSENE La présente invention concerne un procédé de production de distillats moyens comprenant une étape d’hydrotraitement et une étape d’hydrocraquage. Ce procédé convertit un ensemble de charges hydrocarbonées en produits d’intérêts (naphta, jet, diesel). Ces charges hydrocarbonées contiennent par exemple des composés aromatiques, et/ou oléfiniques, et/ou naphténiques, et/ou paraffiniques, dont des charges dites fossiles, telles que les coupes distillats sous vide (DSV) ou Vacuum Gas Oil selon la terminologie anglo-saxonne (VGO) issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion telles que le FCC, le coker, le H-Oil ou la viscoréduction, des charges issues du procédé Fischer-Tropsch, des charges issues de la transformation des sables bitumineux et des huiles de schiste, en mélange avec au moins une charge renouvelable choisies parmi les huiles végétales, les huiles algales, les huiles de cuisson, les graisses animales, fraiches ou usagées, seules ou en mélange, et des charges issues du retraitement de biomasse/plastiques/pneus/et des déchets ménagers, seules ou en mélanges. Ces charges sont susceptibles de contenir éventuellement des métaux, et/ou de l'azote, et/ou de l'oxygène et/ou du soufre. En particulier, la présente invention se rapporte à un procédé de production de distillats moyens à partir d'une charge hydrocarbonée de préférence de type distillat sous vide, en mélange avec au moins une charge renouvelable choisies parmi les huiles végétales, les huiles algales, les huiles de cuisson, les graisses animales, fraiches ou usagées, seules ou en mélange, et des charges issues du retraitement de biomasse/plastiques/pneus/et des déchets ménagers, seules ou en mélanges, ledit procédé comprenant une étape d’hydrotraitement et une étape d’hydrocraquage. L'objectif du procédé selon l’invention est essentiellement la production d’une coupe distillats moyens, comprenant une coupe kérosène ayant des points d’ébullition initiaux et finaux dans un intervalle allant de 130 à 300°C et une coupe gazole ayant des points d’ébullition initiaux et finaux compris dans un intervalle allant de 130 à 400°C. La demanderesse a montré qu’il était judicieux d’extraire non pas deux mais trois coupes de type distillats moyens. Elles sont ensuite mélangées pour d’une part maximiser le Carbone Biogénique de la coupe kérosène pour maximiser ainsi le SAF (Sustainable Aviation Fuel selon la terminologie anglo-saxonne) et d’autre part améliorer les qualités produits de la coupe diesel et notamment le point de trouble. Dans toute la suite du texte, on entend par carbone biogénique, le carbone fixé par la plante suite à la photosynthèse à partir du CO2 de l'air. La détermination du Carbone biogénique est effectuée via la norme ASTM D6866 méthode B (AMS). Le procédé de production de distillats moyens incluant une étape d’hydrocraquage de coupes pétrolières lourdes est un procédé maintenant incontournable du raffinage qui permet de produire, à partir de charges lourdes excédentaires et peu valorisables, des fractions plus légères telles que essences, carburéacteurs et gazoles que recherche le raffineur pour adapter sa production à la structure de la demande. Certains procédés d'hydrocraquage permettent d'obtenir également un résidu fortement purifié pouvant fournir d'excellentes bases pour la production d’huiles. Par rapport au craquage catalytique (FCC), l'intérêt de l'hydrocraquage catalytique est de fournir des distillats moyens de très bonne qualité. Inversement l'essence produite présente un indice d'octane beaucoup plus faible que celle issue du craquage catalytique. Ce procédé tire sa flexibilité de trois éléments principaux qui sont, les conditions opératoires utilisées, les types de catalyseurs employés et le fait que l’hydrocraquage de charges hydrocarbonées peut être réalisé en une ou deux étapes. Il est ainsi adapté pour traiter et transformer tout type de charge hydrocarbonée du moment que celle-ci est compatible avec une injection sous forme liquide dans des réacteurs catalytiques. En particulier, il est susceptible de mettre en œuvre, seules ou en mélange, des charges issues de la distillation d’un brut pétrolier, mais aussi des huiles végétales, de graisses animales par exemple. Il peut être réalisé en une étape dans un ou plusieurs réacteurs en série en présence d’un seul catalyseur qui non seulement hydrocraque la charge hydrocarbonée en produits à point d’ébullition inférieur mais qui convertit également les composés organiques résiduels comprenant du soufre et de l’azote respectivement en sulfure d’hydrogène et en ammoniaque. Les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans les procédés de production de distillats moyens sont dits bifonctionnels, c’est-à-dire associant une fonction acide à une fonction hydro-déshydrogénante. La fonction acide est apportée par des oxydes dont les surfaces varient généralement de 150 à 1 000 m 2 .g -1 telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumine amorphes et les zéolithes. La fonction hydro-déshydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIB de la classification périodique des éléments, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique et au moins un métal du groupe VIII. L'équilibre entre ces deux fonctions est un des paramètres qui régit l'activité et la sélectivité du catalyseur. Une fonction acide faible et une fonction hydro-déshydrogénante forte donnent des catalyseurs peu actifs, travaillant à température en général élevée (supérieure ou égale à 390-400°C), et à vitesse spatiale d'alimentation faible (la VVH exprimée en volume de charge à traiter par unité de volume de catalyseur et par heure est généralement inférieure ou égale à 2 h -1 ), mais dotés d'une très bonne sélectivité en distillats moyens (carburéacteurs et gazoles). Inversement, une fonction acide forte et une fonction hydro-déshydrogénante faible donnent des catalyseurs actifs, mais présentant de moins bonnes sélectivités en distillats moyens. Un type de catalyseurs conventionnels d'hydrocraquage est à base d’oxydes amorphes modérément acides, tels les silice-alumines par exemple. Ces systèmes sont utilisés pour produire des distillats moyens de bonne qualité, et éventuellement, des bases huiles. L'inconvénient de ces catalyseurs à base de support amorphe est leur faible activité. Les catalyseurs comportant par exemple de la zéolithe Y, ou les catalyseurs comportant par exemple une zéolithe Beta présentent quant à eux une activité catalytique supérieure à celle des silice-alumines, mais présentent des sélectivités en distillats moyens (carburéacteurs et gazoles) généralement plus faibles. Afin de maximiser spécifiquement la production en distillats moyens et diminuer l’empreinte carbone des procédés de raffinage, il peut aussi s’avérer avantageux de travailler avec des charges renouvelables, en complément des charges fossiles, susceptibles de conduire à diminuer l’empreinte carbone. Parmi les charges renouvelables, on peut citer par exemple les huiles végétales, graisses animales, ou les huiles de cuissons usagées qui après hydrotraitement conduisent généralement à des paraffines linéaires longues comprenant majoritairement des hydrocarbures nC 15 à nC 18 . Dans l’effluent total sortant du réacteur les n-paraffines issus des huiles seront majoritairement trouvées dans les coupes de carburants telles que kérosène et diesel et par conséquent vont avoir un impact sur les propriétés à froid tels que le point de disparition de cristaux de la coupe kérosène et le point de trouble de la coupe gazole. Pourtant ce sont des propriétés clés des carburants, déterminantes pour leur homologation et leur utilisation commerciale. Il est donc indispensable de contrôler les propriétés d’écoulement des produits et de piloter des conditions opératoires pour respecter les spécifications des produite, i.e. concrètement le point de disparition des cristaux inférieur à -40°C pour le kérosène Jet et le point de trouble inférieur à 5°C pour le carburant diesel d’été ou inférieur à -5°C pour le carburant diesel d’hiver (norme Euro V). Afin de limiter l’impact négatif des paraffines linéaires sur les propriétés à froid, une première solution est d’isomériser ces composés pour atteindre les spécifications de carburants requises. Une autre solution avantageuse est également de convertir ces paraffines linéaires par hydrocraquage sélectif pour incorporation directe dans la coupe kérosène Ainsi, dans le contexte de la diminution des émissions de gaz à effet de serre, les raffineurs doivent augmenter la proportion de composants d’origine biologique dans les carburants. Le pouvoir public vise à promouvoir l’utilisation de biocarburants dans les transports, non seulement les transports routiers (moteurs diesel et essences) mais aussi le transport aérien. Par exemple, la feuille de route de l’Ancre (alliance nationale de coordination de la recherche pour l’énergie), publiée en juin 2018, évalue le potentiel français des filières de production de biocarburants pour l’aviation, en tenant compte de la maturité et du temps de développement de ces filières industrielles. La trajectoire de déploiement suivante traduit donc l’ambition française à 2030 d’une incorporation de biocarburants d’aviation en France de 5%. En outre, la stratégie nationale bas-carbone (SNBC) révisée en 2018 fixe pour le transport aérien une orientation de long-terme à horizon 2050 visant à une substitution de 50% du carburant conventionnel d’origine fossile par des biocarburants. La production de biocarburant était donc promue pendant ces dernières années et continuera à être largement renforcée dans les années à venir. Une solution avantageuse pour maximiser la teneur en carbone biogénique et optimiser les propriétés à froid est de jouer astucieusement sur les points de coupe. Cela permet également d’introduire du carbone renouvelable dans cette coupe fossile. La production de biokérosène, ou encore dénommé SAF selon la terminologie anglosaxonne (« Sustainable Aviation Fuel »), est particulièrement recherchée pour décarboner le secteur de l’aviation qu’il soit civil ou militaire. Etat de l’art Dans la littérature, sont présents de nombreux travaux sur la compréhension moléculaire des propriétés à froid dans les carburants. Ces travaux évoquent systématiquement le rôle déterminant des normales paraffines sur les propriétés à froid. En effet les normales paraffines de part leur structure linéaire et flexible peuvent s’aligner facilement et former des cristaux stables avec le refroidissement. Un autre facteur important est la longueur des normales paraffines. Plus une paraffine est longue (typiquement les normales paraffines ayant le nombre de carbone dans la chaine supérieur à 15 atomes de carbone), plus les interactions axiales par des forces de Van der Waals entre n-paraffines sont importantes dans les cristaux. En revanche, pour les paraffines linéaires courtes les interactions entre les extrémités sont aussi importantes et non négligeables et viennent perturber l’organisation des cristaux. Point de disparition des cristaux (kérosène) Le point de disparition des cristaux (freezing point ou FP selon la terminologie anglo-saxonne) d’un kérosène correspond à la température la plus basse à laquelle le carburant ne contient aucun cristal solide. La mesure du FP est effectuée via la norme D5972, D7153, D7154 (méthodes automatisés) ou D2386 (méthode manuelle). Ces quatre normes sont acceptées pour la certification d’un carburant kérosène selon l’ASTM D1655-20d. Néanmoins les limites minimum et maximum de température d’application de ces quatre méthodes ne sont pas les mêmes. Les méthodes recommandées pour la certification ou ré-certification sont les méthodes automatisés ASTM D5972 et/ou ASTM D7153. Dans la détermination du FP, l'échantillon est refroidi dans un appareillage normalisé, en étant vigoureusement agité, simulant ainsi les conditions de refroidissement qui peuvent être rencontrées lors d’un vol. La température à laquelle les cristaux apparaissent est la température de cristallisation et est détectée grâce au système de détection optique (opacité et cristal). L'échantillon est alors chauffé jusqu'à ce que l'opacité disparaisse. A cette étape, la température est augmentée jusqu'à ce que le détecteur de cristal détecte la disparition des cristaux. Si cette température est supérieure à la température de formation des premiers cristaux, le point de disparition des cristaux est obtenu. Point de trouble (Diesel) La tenue au froid d’un diesel peut être caractérisé par trois propriétés : la température limite de filtrabilité (TLF), le point de trouble (PT) et le point d’écoulement (PE). Ces propriétés suivent généralement la même tendance avec la concentration en normales paraffines présentes dans le diesel et sont assez bien corrélées entre elles. En général la cristallisation d’un fluide se fait en deux étapes : la première est la nucléation avec l’apparition des cristaux et la deuxième étape est l’agglomération et la croissance des cristaux. Le PT caractérise donc la première étape lors de l’apparition des premiers cristaux ; la TLF caractérise le moment pendant le refroidissement à partir duquel la taille des cristaux devient trop grande pour qu’ils puissent traverser un filtre et le PE caractérise la température à partir de laquelle le produit ne peut plus couler parce qu’il devient solide. Par conséquent, on observe en température l’ordre suivant : PT > TLF > PE. Il est à noter que le PT et la TLF sont définis dans les spécifications diesel selon la norme ASTM D975-20c « Standard Specification for Diesel Fuel » contrairement au point d’écoulement. La mesure du PT ou « cloud point » selon la terminologie anglo-saxonne est effectuée selon les normes ASTM D2500-11 ou NF ISO EN 23015. Ces méthodes sont utilisées pour des PT en dessous de 49°C. Dans la détermination, l'échantillon est réchauffé au moins de 15 °C au-dessus du PT supposé et introduit dans un tube à essai fermé au bouchon. Un thermomètre à l'intérieur du tube, touche le fond de celui-ci. On refroidit par la suite progressivement, en utilisant des bains réfrigérants de plus en plus froid et on vérifie manuellement la limpidité du produit tous les degrés. Le PT est la température à laquelle apparaît un trouble distinct au fond du tube d'essai. Elle est reportée de degré en degré. Il existe d’autres méthodes équivalentes automatisées qui sont aussi acceptées pour la certification des diesel (ASTM D975-20c) notamment la norme AFNOR ISO 3015 et l’ASTM D5773. Cependant, en cas de non-concordance entre deux valeurs données par des normes différentes c’est la méthode ASTM D2500 qui fait foi. Cette méthode est coûteuse et nécessite également une distillation notamment en hydrocraquage. Carbone Biogénique La détermination du Carbone biogénique est effectuée via la norme ASTM D6866 méthode B (AMS). De nombreuses demandes de brevet décrivent le co-traitement de charges renouvelables avec une charge fossile dans le but de produire soit une coupe gazole, soit une coupe kérosène, soit les deux, coupes incorporant une part de carbone biogénique. Par exemple, l’incorporation des charges renouvelables lipidiques contenant des triglycérides avec des coupes gazoles que sont les charges fossiles pétrolières dans le procédé d’hydrotraitement en co-traitement a été décrit dans les documents FR 2 949 475, EP 1 693 432 et EP 2 046 917 B1. Cette incorporation permet de produire une coupe gazole renouvelable et de l’intégrer directement au pool diesel issu de ressources fossiles sans investir dans une unité d’hydrotraitement dédiée. Les avantages du co-traitement d’une charge contenant des triglycérides avec une coupe pétrolière fossile par rapport au traitement d’une charge lipidique pure sont bien détaillés dans le document FR 2 949 475 A1, tels que par exemples : - Limitation des polymérisations liées à l’instabilité thermique des charge renouvelables, - Diminution par effet de dilution des teneurs en soufre, en azote et en aromatiques, - Limitation des exothermes liées à l’hydrotraitement des charge biologiques, - Diminution de la teneur en CO et CO 2 dans l’effluent gazeux : limitation de l’effet d’inhibition de l’activité catalytique par le CO et limitation de risques de corrosion en présence d’eau et de CO 2 , - Augmentation de la solubilité de l’hydrogène dans le mélange à traiter. Le procédé d’hydrotraitement permet de produire essentiellement une fraction de gazole renouvelable selon le taux d’incorporation en entrée du procédé, c'est-à-dire de coupes à point d'ébullition initial de 250°C ou 280°C et final allant jusqu'à 340°C, ou encore à 370°C. Le procédé d’hydrocraquage permet de produire, en plus du gazole renouvelable, des produits biogéniques plus légers tels que le biokérosène et le bionaphta. La production de biokérosène (ou SAF) attire de plus en plus l’attention par rapport à la production de diesel renouvelable dans le contexte de la transition énergétique. D’autre part, la valorisation des ressources biologiques en bio naphta pour la pétrochimie (en vue de la production des oléfines, des aromatiques BTX, des polymères et des produits cosmétiques…) est également de plus en plus intéressante. Les raffineurs sont donc de plus en plus intéressés par les solutions techniques permettant l’incorporation de biokérosène dans le kérosène fossile et la production de bionaphta pour la pétrochimie. Il est décrit dans l’invention WO 2009/148909 A2, que des charges pures contenant des triglycérides comme l’huile de palme et la graisse animale peuvent être converties sur l’enchainement des étapes d’hydrotraitement (sur un catalyseur NiMo sulfuré supporté sur l’alumine) et d’hydrocraquage (sur un catalyseur Pt-Pd supporté sur silice-alumine amorphe) pour la production de bio naphta, pour des rendements jusqu’à 28%pds. La demande de brevet WO 2011/012439 A1 décrit que les charges lipidiques peuvent être converties en n-paraffines et propane par hydrodéoxygénation et décarbonylation sur un catalyseur d’hydrotraitement conventionnel. Ces n-paraffines avec le naphta fossile sont ensuite mélangées et injectées dans l’unité de vapocraquage pour la production des oléfines, des dioléfines et des aromatiques. Le document EP 2 143 777 A1 décrit un procédé d’hydrocraquage d’une charge constituée d’un mélange d’un distillat sous vide avec les charges végétales ou graisses animales, avec un enchainement de catalyseur d’hydrotraitement (type NiMo/Al 2 O 3 ), suivi par un catalyseur d’hydrocraquage (type NiMo/zéolithe) puis par un catalyseur de post-traitement (type d’hydrodésulfuration) permettant d’obtenir un gazole à très basse teneur en soufre. L’incorporation d’une charge biologique avec le distillat sous vide, selon cette invention, permet d’augmenter significativement le rendement en coupe gazole mais malheureusement cela se traduit par une diminution du rendement en kérosène. Par exemple, il constate une augmentation de 6% du rendement de la coupe gazole mais une diminution de plus de 3% de la coupe kérosène avec l’incorporation de 10%pds de l’huile de soja en mélange avec un DSV. D’autre part, la coupe gazole obtenue présente des propriétés à froid dégradées : point de trouble de 3°C plus élevé que le gazole fossile obtenu sans incorporation d’huile de soja. La demanderesse a découvert qu’il était judicieux d’extraire non pas deux mais trois coupes de type distillats moyens. Elles sont ensuite mélangées pour d’une part maximiser le Carbone Biogénique de la coupe kérosène pour maximiser ainsi le SAF et d’autre part améliorer les qualités produits de la coupe diesel et notamment le point de trouble. La présente invention a pour objet un procédé de production de distillats moyens à partir d’au moins une charge hydrocarbonée fossile dont au moins 50% poids des composés présentent un point d’ébullition initial supérieur à 250°C et un point d’ébullition final inférieur à 800°C, ladite charge hydrocarbonée fossile étant co-traitée en mélange avec au moins une charge renouvelable choisie parmi les huiles végétales, les huiles algales, les huiles de cuisson et les graisses animales, fraiches ou usagées, seules ou en mélange, et des charges issues du retraitement de biomasse/plastiques/pneus/et des déchets ménagers, seules ou en mélanges, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes : a) une étape d’hydrotraitement dudit mélange de charge en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 5000 L/L, b) une étape d’hydrocraquage d’au moins une partie et de préférence la totalité de la charge hydrotraitée issue de l’étape a), en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage, l’étape d’hydrocraquage étant réalisée 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 liquide par le volume de catalyseur chargé dans le réacteur comprise entre 0,1 et 50 h -1 , c) La séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène, d) L’envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une étape de compression avant son recycle dans au moins l’étape a) d’hydrotraitement et l’étape b) d’hydrocraquage, e) Le fractionnement d’au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent liquide issu de l’étape c), dans une section de fractionnement, pour produire : - au moins une coupe naphta comprenant des composés ayant un point d’ébullition inférieur ou égal à 180°C, et de préférence compris entre 80 et 130°C, - au moins une première coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 220°C, et de préférence entre 130°C et 180°C, - au moins une deuxième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 300°C, et de préférence entre 190°C et 300°C, - au moins une troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 250°C et 400°C et de préférence entre 300 et 370°C, - et au moins une coupe liquide lourde non convertie comprenant des composés ayant un point d’ébullition supérieure à 400°C et de préférence supérieur à 370°C a) le mélange d’au moins une partie de la première coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 220°C et d’au moins une partie de la troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 250°C et 400°C et l’envoi du mélange dans une unité de stockage gazole, b) L’envoi d’au moins une partie et de préférence la totalité de la troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 250°C et 400°C dans une unité de stockage kérosène. Un avantage de la présente invention est de fournir un procédé de production d’une coupe kérosène comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 180°C et 300°C, et de préférence entre 190°C et 300°C, maximisant la teneur en carbone Biogénique tout en respectant la spécification jet. De manière surprenante, le point de trouble de la coupe diesel est également amélioré. En particulier, un avantage de la présente invention est de fournir un procédé d’hydrocraquage permettant d'améliorer la teneur en Carbone Biogénique de la coupe kérosène, tout en permettant également le respect de la spécification jet pour la coupe kérosène et l’obtention de propriétés à froid améliorées pour la coupe gazole par rapport à l’utilisation de catalyseurs ou enchaînement de catalyseurs de l’art antérieur. Dans toute la suite du texte, on entend par « coupe naphta » une coupe hydrocarbonée comprenant des composés ayant un point d’ébullition généralement inférieur ou égal à 180°C, et de préférence compris entre 80 et 130°C. On entend par « coupe distillats moyens » une coupe hydrocarbonée comprenant des composés ayant un point d’ébullition généralement compris entre 130 et 370°C. La coupe distillat moyens comprend généralement une coupe kérosène ayant un point d’ébullition compris entre 130 et inférieure à 300°C et/ou une coupe diesel ayant un point d’ébullition compris entre 250 et 370°C. On entend par « coupe liquide lourde non convertie » une coupe hydrocarbonée comprenant des composés ayant un point d’ébullition généralement supérieure à 370°C qui présente la partie de la charge non convertie (aussi appelé UCO pour Unconverted Oil selon la terminologie anglo-saxonne). 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 « Liste des figures La illustre schématiquement un mode de réalisation du procédé d’hydroconversion selon l’invention. Conformément à l’invention, le procédé traite au moins une charge hydrocarbonée fossile dont au moins 50% poids des composés présentent un point d’ébullition initial supérieur à 250°C et un point d’ébullition final inférieur à 800°C, ladite charge hydrocarbonée fossile étant co-traitée en mélange avec au moins une charge renouvelable choisie parmi les huiles végétales, les huiles algales, les huiles de cuisson et les graisses animales, fraiches ou usagées, seules ou en mélange, et des charges issues du retraitement de biomasse/plastiques/pneus/et des déchets ménagers, seules ou en mélanges. Charges Des charges hydrocarbonées très variées peuvent être traitées par les procédés d'hydrocraquage selon l'invention. Conformément à l’invention, la charge hydrocarbonée fossiles 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 250°C et un point d’ébullition final inférieur à 800°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 250 °C et un point d’ébullition final inférieur à 800°C. La charge hydrocarbonée fossile est avantageusement choisie parmi les gazoles issus d'une unité de craquage catalytique ou LCO (Light Cycle Oil) selon la terminologie anglo-saxonne, les distillats atmosphériques, les distillats sous vide issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion tels que le FCC, le coker, le H-Oil 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. La liste ci-dessus n'est pas limitative. Lesdites charges ont de préférence un point d'ébullition T5 supérieur à 200°C, de préférence supérieur à 340°C, c’est à dire que 95%pds des composés présents dans la charge ont un point d’ébullition supérieur à 250°C, et de manière préférée supérieur à 340°C. Conformément à l’invention, la charge hydrocarbonée fossile est traitée dans le procédé selon l’invention en mélange avec au moins une charge renouvelable choisie parmi les huiles végétales, les huiles de cuisson les huiles algales et les graisses animales, fraiches ou usagées, seules ou en mélange, et de charges issues du retraitement de biomasse/plastiques/pneus/et des déchets ménagers, seules ou en mélanges. Les huiles végétales peuvent avantageusement être brutes ou raffinées, totalement ou en partie, et issues des végétaux suivants : colza, tournesol, soja, palme, palmiste, olive, noix de coco, jatropha, cette liste n'étant pas limitative. Les huiles algales ou de poisson sont également pertinentes. Les graisses animales sont avantageusement choisies parmi le lard ou les graisses composées de résidus de l'industrie alimentaire ou issus des industries de la restauration. Ces charges contiennent essentiellement des structures chimiques de type triglycérides que l'homme du métier connait également sous l'appellation tri ester d'acides gras ainsi que des acides gras libres. Un tri ester d'acide gras est ainsi composé de trois chaînes d'acides gras. Ces chaînes d'acide gras sous forme de tri ester ou sous forme d'acide gras libres, possèdent un nombre d'insaturations par chaîne, également appelé nombre de doubles liaisons carbone-carbone par chaîne, généralement compris entre 0 et 3 mais qui peut être plus élevé notamment pour les huiles issues d'algues qui présentent généralement un nombre d'insaturations par chaînes de 5 à 6. Plus globalement le procédé selon l’invention est susceptible de traiter les charges précitées seules ou en mélange quelles que soient les proportions. De préférence, la teneur en charge renouvelable dans le mélange de charge est comprise entre 0,5 et 40% en poids par rapport à la masse totale de la charge traitée dans le procédé selon l’invention, et de préférence entre 1 et 35% en poids, de manière préférée entre 2 et 30% en poids et de manière plus préférée entre 5 et 25% en poids. Ces charges sont susceptibles de contenir éventuellement des métaux, et/ou de l'azote, et/ou de l'oxygène et/ou du soufre. Le cas échéant, le procédé selon l’invention peut avantageusement comprendre ou non une étape de séparation liquide/gaz entre l’étape d’hydrotraitement de ladite charge et l’étape d’hydrocraquage. La teneur en azote des charges traitées dans les procédés selon l’invention est généralement supérieure à 200 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 5 ppm, de préférence inférieure à 3 ppm et de manière préférée 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 300 ppm poids. Du fait de la présence de charges renouvelables issues de la biomasse, ladite charge traitée dans le procédé selon l’invention peut en outre, contenir des composés oxygénés. Leur teneur est très variable selon la charge que l’on souhaite transformer dans le procédé selon l’invention. Elle est généralement inférieure à 50%poids, et de préférence est inférieure à 15%, de manière très préférée inférieure à 5%poids, de manière encore plus préférée inférieure à 2%poids. Mode de réalisation Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape a) d’hydrotraitement desdites charges de type Distillats sous vide en mélange avec des charges renouvelables opérant, en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement, à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 5000 L/L. Les conditions opératoires telles que température, pression, taux de recyclage d’hydrogène, vitesse spatiale horaire, pourront être très variables en fonction de la nature de la charge, de la qualité des produits désirés et des installations dont dispose le raffineur. De préférence, l’étape d’hydrotraitement a) selon l'invention opère à une température comprise entre 250 et 450°C, de manière très préférée entre 300 et 430°C, sous une pression comprise entre 5 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 300 et 3000 NL/L. Les charges hydrocarbonées traitées dans le procédé selon l’invention sont envoyées dans l’étape a) d’hydrotraitement avant d’être envoyées dans l’étape b) d’hydrocraquage dudit procédé. Dans cette étape a), lesdites charges sont avantageusement désulfurées et désazotées. L’effluent de l’étape a) est envoyé vers une étape b) d’hydrocraquage selon l’invention qui opère à une température comprise entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre 330 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de manière très préférée entre 6 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 6 h-1, de manière très préférée entre 0,3 et 5 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 200 et 2000 L/L. Ces conditions opératoires utilisées dans l’étape a) du procédé selon l’invention permettent généralement d’atteindre des niveaux d’azote de l’effluent compris entre 0 et 500ppm et préférentiellement entre 5 et 300ppm. Ces conditions opératoires utilisées dans les étapes a) et b) du procédé selon l’invention permettent d’obtenir des conversions par passe, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 400°C, et mieux inférieurs à 370°C, supérieures à 15%poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 95%poids. Conformément à l’invention, l’étape a) d’hydrotraitement opère en présence d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement. De préférence, le catalyseur d’hydrotraitement est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrotraitement connus de l’Homme du métier. Des catalyseurs d’hydrotraitement classiques peuvent avantageusement être utilisés sous forme supportés ou non supportés, de préférence qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi parmi au moins un élément des groupes VIB et VIII non noble, et le plus souvent au moins un élément du groupe VIB (parmi molybdène ou tungstène pris seul ou en mélange) et au moins un élément du groupe VIII non noble (parmi le nickel ou le cobalt pris seul ou en mélange). De préférence, le support amorphe est de l’alumine ou de la silice-alumine. Des catalyseurs préférés sont choisis parmi les catalyseurs NiMo, NiW, NiMoW ou CoMo supportés sur alumine et NiMo, NiW ou NiMoW supportés sur silice-alumine. L’effluent issu de l’étape d’hydrotraitement et dont une partie et de préférence la totalité entre dans l’étape a) d’hydrocraquage comprend généralement une teneur en azote de préférence inférieure à 300 ppm poids, inférieur à 200 ppm poids, de manière préférée inférieur à 100 ppm poids et de préférence inférieure à 50 ppm poids. Le procédé selon l’invention peut avantageusement comprendre une étape de séparation entre l’étape d’hydrotraitement et l’étape d’hydrocraquage. Dans un mode de réalisation le procédé selon l’invention ne comprend pas d’étape de séparation entre l’étape d’hydrotraitement et l’étape d’hydrocraquage. Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape b) d’hydrocraquage d’au moins une partie et de préférence la totalité de la charge hydrotraitée issue de l’étape a), en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage, l’étape d’hydrocraquage étant réalisée 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 liquide par le volume de catalyseur chargé dans le réacteur comprise entre 0,1 et 50 h-1. De préférence, le catalyseur d’hydrocraquage est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrocraquage connus de l’Homme du métier. Les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans les procédés d’hydrocraquage sont tous du type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 m 2 .g-1 généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique et au moins un métal du groupe VIII. De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage comprennent une fonction hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine et de préférence le cobalt et le nickel et/ou au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence parmi le molybdène et le tungstène. De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 2 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes. De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 25% poids et de préférence entre 15 et 22% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes. Le ou les catalyseurs peuvent également éventuellement contenir au moins un élément promoteur déposé sur le catalyseur et choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement au moins un élément du groupe VIIA (chlore, fluor préférés), et éventuellement au moins un élément du groupe VIIB (manganèse préféré), éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium préféré). De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage comprennent une fonction acide choisie parmi l’alumine, la silice alumine et les zéolithes, de préférence choisies parmi les zéolithes Y et de préférence choisi parmi la silice alumine et les zéolithes. Un catalyseur préféré comprend et est de préférence constitué au moins un métal du groupe VI et/ou au moins un métal du groupe VIII non noble, et une zéolithe Y et un liant alumine. Un catalyseur encore plus préféré comprend et est de préférence constitué du nickel, du molybdène, une zéolithe Y et de l’alumine. Un autre catalyseur préféré comprend et est de préférence constitué de nickel, de tungstène et de l’alumine ou de la silice alumine. Dans l’étape b) du procédé selon l’invention, la conversion, durant la première étape, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 340°C, et mieux inférieurs 370°C, est supérieure à 20% et de préférence supérieure à 30% et de manière encore plus préférée comprise entre 30 et 90% et de préférence entre 50 et 85%. L’effluent issu de l’étape d’hydrotraitement a) et entrant dans l’étape b) d’hydrocraquage comprend une teneur en azote de préférence inférieure à 500 ppm poids et de préférence inférieure à 30 ppm poids. L’étape d’hydrotraitement a) et l’étape d’hydrocraquage b) peuvent avantageusement être réalisées dans un même réacteur ou dans des réacteurs différents. Dans le cas où elles sont réalisées dans un même réacteur, le réacteur comprend plusieurs lits catalytiques, les premiers lits catalytiques comprenant le ou les catalyseurs d’hydrotraitement et les lits catalytiques suivants comprenant le ou les catalyseurs d’hydrocraquage. Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape c) de séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène. De préférence, l’étape c) de séparation gaz/liquide est mise en œuvre dans un séparateur haute température haute pression opérant à une température comprise entre 50 et 450°C, préférentiellement entre 100 et 400°C, encore plus préférentiellement entre 200 et 300°C, et une pression correspondant à la pression de sortie de b) diminuée des pertes de charges. Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape d) d’envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une étape de compression avant son recycle dans au moins l’étape a) d’hydrotraitement et b) d’hydrocraquage. Cette étape est nécessaire pour permettre le recycle du gaz en amont c’est-à-dire dans les étapes a) d’hydrotraitement et b) d’hydrocraquage, donc à pression plus élevée. L’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène peut avantageusement être mélangé avec de l’hydrogène d’appoint avant ou après son introduction dans l’étape d) de compression, de préférence via un compresseur d’hydrogène d’appoint ou de make up selon la terminologie anglo-saxonne. Selon une variante, une partie de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène comprimé peut également avantageusement être envoyé dans l’étape f) d’hydrocraquage. Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape e) de fractionnement, alimentée par au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent liquide issu de l’étape c), dans une section de fractionnement, pour produire : - au moins une coupe naphta comprenant des composés ayant un point d’ébullition inférieur ou égal à 180°C, et de préférence compris entre 80 et 130°C. - au moins une première coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 200°C, et de préférence entre 130°C et 180°C, - au moins une deuxième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 180°C et 320°C, et de préférence entre 190°C et 300°C, - au moins une troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 280°C et 400°C et de préférence entre 300 et 370°C, - et au moins une coupe liquide lourde non convertie comprenant des composés ayant un point d’ébullition supérieure à 400°C et de préférence supérieur à 370°C. L’étape e) de fractionnement est mise en œuvre dans au moins une colonne de distillation. La colonne de distillation opère à une pression comprise entre 0,1 et 0,4 MPa absolu. L’étape e) de fractionnement par distillation permet avantageusement de soutirer également une fraction gazeuse, De préférence, ladite coupe liquide lourde non convertie, et ayant un point d’ébullition supérieur à 370°C, ladite fraction est soutirée au niveau de l’extrémité inférieure de la colonne. Selon la destination ou l’utilisation des coupes issues de l’étape de fractionnement, l’homme du métier ajustera les points de coupes dans les opérations de séparation et/ou de distillation. Par exemple, il peut être nécessaire d’ajuster le point final de la coupe naphta à 125, 150, 175 ou 200°C. Les points de coupe des première, deuxième et troisième coupes issues de l’étape e) de fractionnement, judicieusement choisis, permettent de maximiser le carbone Biogénique dans la coupe kérosène tout en améliorant le point de trouble de la coupe gazole. En particulier, les points de coupe de la deuxième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 180°C et 320°C, et de préférence entre 190°C et 300°C correspondent aux points de coupe de la coupe jet. La coupe diesel correspond préférentiellement au mélange d’au moins une partie et de préférence la totalité de la première coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 200°C, et de préférence entre 130°C et 180°C et d’au moins une partie et de préférence la totalité de la troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 280°C et 400°C. Conformément à l‘invention, le procédé comprend une étape f) de mélange d’au moins une partie et de préférence la totalité de la première coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 220°C et d’au moins une partie et de préférence la totalité de la troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 250°C et 400°C et l’envoi d’au moins une partie et de préférence la totalité du mélange dans une unité de stockage gazole. Conformément à l‘invention, le procédé comprend une étape g) d’envoi d’au moins une partie et de préférence la totalité de la troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 250°C et 400°C dans une unité de stockage kérosène. Le mélange d’au moins une partie et de préférence de la totalité de la première coupe et d’au moins une partie et de préférence la totalité de la troisième coupe peut être effectué par toute technique connue de l’homme de l’art (mélangeur à pâle, mélangeur statique…) Il peut être effectuée dans les limites de l’unité ou bien au stockage diesel, incluant le système d’expédition. La coupe naphta, peut être envoyée vers une unité de stockage carburant, par exemple une unité de stockage naphta, issu de charges pétrolières conventionnelles. Le produit obtenu par le procédé qui peut donc être une coupe naphta, une coupe distillat moyens (coupe kérosène et/ou coupe diesel) ou encore la coupe liquide lourde non convertie, peut comprendre une teneur de carbone biogénique selon ASTM D6866 comprise entre 3 et 35 % poids. Selon une variante, la fraction liquide, résidu non convertie, (UCO) issue de l’étape e) contenant des produits dont le point d’ébullition est supérieur à 370°C et issue de la distillation est au moins en partie et de préférence en totalité introduite dans la deuxième étape d’hydrocraquage h) du procédé selon l'invention. Une purge peut avantageusement être réalisée sur la fraction liquide résidu afin d’éviter l’accumulation de produits lourds polyaromatiques (HPNA) présents dans la boucle de recycle des coupes lourdes. En effet, les HPNA se forme progressivement lors de leur recycle dans la seconde étape d’hydrocraquage et le recycle de ces composants aromatiques lourds dans la boucle de la seconde étape d’hydrocraquage h) a pour conséquence d’augmenter leur poids moléculaire. La présence des HPNA dans ladite boucle de recycle entraîne à terme une perte de charge importante. Une purge est donc nécessaire afin de limiter l’accumulation de ces produits HPNA. Selon cette variante, le procédé comprend une étape h) d’hydrocraquage de ladite fraction liquide non convertie issue de l’étape e), éventuellement purgée, opérant en présence d'hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage, à une température comprise entre 250 et 480°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 8 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 2000 L/L. De préférence, l’étape h) d’hydrocraquage selon l'invention opère à une température comprise entre 300 et 450°C, de manière très préférée entre 320 et 435°C, sous une pression comprise entre 3 et 20 MPa, et de manière très préférée entre 9 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 100 et 2000 L/L. Ces conditions opératoires utilisées dans l’étape h) du procédé selon l’invention permettent généralement d’atteindre des conversions par passe, en produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 330°C, de préférence inférieurs à 350°C et de manière préférée inférieurs à 380°C, supérieures à 15%poids et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 80%poids. Néanmoins, la conversion par passe dans l’étape h) est maintenue faible afin de maximiser la sélectivité du procédé en produit ayant des points d’ébullitions compris entre 130 et 370 °C. La conversion par passe est limitée par l’utilisation d’un taux de recycle élevé sur la boucle de deuxième étape d’hydrocraquage. Ce taux est défini comme le ratio entre le débit d’alimentation de l’étape e) et le débit de la charge de l’étape a), préférentiellement ce ratio est compris entre 0,2 et 4, de manière préférée entre 0,5 et 2. Selon une variante, l’étape h) d’hydrocraquage opère en présence d’au moins un catalyseur d’hydrocraquage. De préférence, le catalyseur d’hydrocraquage de deuxième étape est choisi parmi les catalyseurs classiques d’hydrocraquage connus de l‘Homme du métier. Le catalyseur d’hydrocraquage utilisé dans ladite étape h) peut être identique ou différent de celui utilisé dans l’étape b) et de préférence différent. Les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans les procédés d’hydrocraquage sont tous du type bifonctionnel associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 m 2 .g-1 généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silice-alumines amorphes et les zéolithes. La fonction hydrogénante est apportée soit par un ou plusieurs métaux du groupe VIII de la classification périodique des éléments, soit par une association d'au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique et au moins un métal du groupe VIII. De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage utilisé dans l’étape h) comprennent une fonction hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII choisi parmi le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium et le platine et de préférence le cobalt et le nickel et/ou au moins un métal du groupe VIB choisi parmi le chrome, le molybdène et le tungstène, seul ou en mélange et de préférence parmi le molybdène et le tungstène. De préférence, la teneur en métal du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,5 et 15% poids et de préférence entre 2 et 10% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes. De préférence, la teneur en métal noble du groupe VIII dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,05 et 2% poids et de préférence entre 0.1 et 1% poids et de manière très préférée entre 0,2 et 0,5 %, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes. De préférence, la teneur en métal du groupe VIB dans le ou les catalyseurs d’hydrocraquage est avantageusement comprise entre 5 et 25% poids et de préférence entre 15 et 22% poids, les pourcentages étant exprimés en pourcentage poids d’oxydes. Le ou les catalyseurs utilisés dans l’étape h) peuvent également éventuellement comprendre au moins un élément promoteur déposé sur le catalyseur et choisi dans le groupe formé par le phosphore, le bore et le silicium, éventuellement au moins un élément du groupe VIIA (chlore, fluor préférés), et éventuellement au moins un élément du groupe VIIB (manganèse préféré), éventuellement au moins un élément du groupe VB (niobium préféré). De préférence, le ou les catalyseurs d’hydrocraquage utilisés dans l’étape h) comprennent une fonction acide choisie parmi l’alumine, la silice alumine et les zéolithes, de préférence choisies parmi les zéolithes Y et de préférence choisi parmi la silice alumine et les zéolithes. Ainsi, dans un premier mode de réalisation particulier, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent issu de l’étape h) d’hydrocraquage peut avantageusement être recyclée dans l’étape c) de séparation gaz/liquide. Cette configuration permet l’utilisation d’un seul compresseur sur la boucle de recycle de l’hydrogène. En effet, dans ce cas, le recycle de gaz contenant de l’hydrogène vers l’étape h) est assuré par le même compresseur que le recycle de gaz contenant de l’hydrogène vers les étapes a) et b). Dans un deuxième mode de réalisation particulier, au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent issu de l’étape h) d’hydrocraquage peut avantageusement être envoyée dans une deuxième étape de séparation gaz/liquide pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène. De préférence, ladite deuxième étape de séparation gaz/liquide est mise en œuvre dans un séparateur haute température haute pression opérant à une pression et une température compatible avec la température et la pression de sortie de l’étape h). Ladite deuxième étape de séparation est mise en œuvre préférentiellement à une température comprise entre 200 et 390°C, sous une pression comprise entre 2 et 16 MPa. Dans ce cas, l’effluent liquide issu de la deuxième étape de séparation peut avantageusement être recyclé dans l’étape h) d’hydrocraquage. Selon une variante, l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de la deuxième étape de séparation peut avantageusement être envoyé dans l’étape d) de compression. Dans ce cas, le procédé met en œuvre deux séparateurs gaz/liquide et un seul compresseur sur la boucle de recycle de l’hydrogène, ainsi qu’un seul compresseur d’hydrogène d’appoint, ce qui réduit le coût de l’installation. Selon une autre variante, l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène issu de la deuxième étape de séparation peut être envoyé dans une deuxième étape de compression avant son recycle dans l’étape h). 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 95%pds. En outre, la coupe kérosène produite par le procédé selon l’invention présente un point de disparition des cristaux inférieur à -20°C, de préférence inférieur à -30°C et de manière encore plus préférée inférieur à -40°C. La coupe gazole produite par le procédé présente un point de trouble inférieur à 15°C, de préférence inférieur à 5°C et de manière très préféré inférieur à 0°C. Description de la figure La représente le schéma d’un mode de réalisation particulier du procédé de la présente invention, comprenant : - une étape de prétraitement optionnelle (1-a’) de la charge renouvelable (2), par exemple par filtration et/ou stripage à l’azote de manière d’obtenir une huile prétraitée (3) ; - une étape a) d’hydrotraitement (2-a) d’une charge comprenant une fraction de la charge renouvelable prétraitée (3) et une fraction majoritaire lourde d’hydrocarbures d’origine fossile (5), en présence d’un gaz riche en hydrogène (6), réalisée dans au moins un réacteur en lit fixe comportant au moins un catalyseur d’hydrotraitement, pour obtenir un effluent hydrotraité (7) ; - une étape b) d’hydrocraquage (8-b) d’au moins une partie de l’effluent hydrotraité (7) issu de l’étape a), en présence d’hydrogène (9) réalisée dans au moins un réacteur en lit fixe comportant au moins un catalyseur d’hydrocraquage, pour obtenir un effluent hydrocraqué (10) ; - une étape c) de séparation (11-c) de l’effluent hydrocraqué (10) réalisée optionnellement en présence d’une solution aqueuse de lavage (12) et permettant d’obtenir au moins un effluent gazeux comprenant de l’hydrogène (13), au moins un effluent liquide (14) et optionnellement un effluent aqueux (15) contenant des sels dissous. - une étape e) de fractionnement (16-e) de l’effluent liquide (14) permettant d’obtenir : - au moins une coupe naphta (17) comprenant des composés ayant un point d’ébullition inférieur ou égal à 180°C, et de préférence compris entre 80 et 130°C. - au moins une première coupe (19a) dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 220°C, et de préférence entre 130°C et 180°C, - au moins une deuxième coupe (18) dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 180°C et 300°C, et de préférence entre 190°C et 300°C, - au moins une troisième coupe (19b) dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 300°C et 370°C, - et au moins une coupe (20) liquide lourde non convertie comprenant des composés ayant un point d’ébullition supérieure à 370°C. Les première et troisième coupes 19a et 19b sont mélangées par tout moyen connu de l’homme de l’art pour former une coupe 19c correspondant à la coupe gazole. Le mélange 19c est ensuite envoyé dans une unité de stockage gazole de la raffinerie. Optionnellement la coupe liquide lourde non convertie ayant un point d’ébullition supérieure à 370°C (20) peut être recyclée dans l’étape a) d’hydrotraitement et/ou dans l’étape b) d’hydrocraquage (non représenté). Optionnellement la coupe liquide lourde non convertie ayant un point d’ébullition supérieure à 370°C (20) peut être envoyée dans une deuxième étape d’hydrocraquage (21-f) qui est réalisée dans au moins un réacteur en lit fixe comportant au moins un catalyseur d’hydrocraquage et est alimentée en hydrogène (22). Le deuxième effluent hydrocraqué (23) est envoyé dans l’étape c) de séparation (11-c). Seules les principales étapes, avec les flux principaux, sont représentées sur la , afin de permettre une meilleure compréhension de l’invention. Il est bien entendu que tous les équipements nécessaires au fonctionnement sont présents (ballons, pompes, échangeurs, fours, colonnes, etc.), même si non représentés. Il est également entendu que des flux de gaz riche en hydrogène (appoint ou recycle), comme décrit ci-dessus, peuvent être injectés en entrée de chaque réacteur ou lit catalytique ou entre deux réacteurs ou deux lits catalytiques. Des moyens bien connus de l’homme du métier de purification et de recyclage d’hydrogène peuvent être également mis en œuvre. Les exemples illustrent l’invention sans en limiter la portée. Exemple 1 (comparatif) : hydrocraquage d’un mélange comprenant de 83%poids de distillat sous vide et 17%poids de graisse animale, sur l’enchainement de catalyseur d’hydrotraitement suivi par le catalyseur d’hydrocraquage à base d’une zéolite USY et d’une zéolithe Beta avec des points de coupe standard : [130 ; 250] pour la coupe kérosène et [250 ; 370°C] pour la coupe diesel. Exemple 2 (conforme) : hydrocraquage d’un mélange comprenant de 83%poids de distillat sous vide et 17%poids de graisse animale, sur l’enchainement de catalyseur d’hydrotraitement suivi par le catalyseur d’hydrocraquage à base d’une zéolite USY et d’une zéolithe Beta avec des points de coupe judicieusement choisis : [190 ; 280] pour la coupe kérosène et le blend [130 ; 190] + [280 ; 370°C] pour la coupe diesel. Ceci permet de maximiser la teneur en carbone biogénique de la coupe kérosène tout en respectant la spécification jet de la coupe et en améliorant le point de trouble de la coupe diesel. Pour les deux exemples, les caractéristiques de la charge du mélange comprenant de 83%poids du distillat sous vide et 17%poids de graisse animale sont données dans le Tableau 1. La charge, avant d’être injectée dans l’étape d’hydrocraquage, est prétraitée avec un catalyseur d’hydrotraitement, à une pression totale de 14 MPa et à un couple de température et de VVH permettant d’obtenir une teneur en azote organique de 10 ppm dans la charge hydrotraitée, c’est-à-dire, en entrée des lits catalytiques d’hydrocraquage. La totalité de l’effluent hydrotraité provenant de la section d’hydrotraitement est directement envoyé vers la section d’hydrocraquage sans étape de séparation intermédiaire. Les températures des catalyseurs d’hydrocraquage sont pilotées pour atteindre une conversion totale de la coupe 370°C+ de 86% poids. Tous les exemples sont comparés à iso pression totale de 14 MPa, à iso volume total des catalyseurs et à iso débit de charge. Les rendements des produits, le débit de carbone biogénique dans les coupes kérosène et diesel, et les propriétés d’écoulement à froid (le point de disparition des cristaux du kérosène et le point de trouble du gazole) sont comparés entre deux exemples dans le Tableau 2. Les rendements en produits principaux donnés dans le Tableau 2 sont calculés par rapport à la charge liquide, c’est-à-dire le mélange comprenant de 83%poids de distillat sous vide et 17%poids de graisse animale avant l’étape d’hydrotraitement. Il est à noter que, la somme des rendements donnés dans le Tableau 2 n’est pas bouclée à 100% (mais à 98,7%) parce que les rendements en coproduits (H2S, NH3, CO, CO2 et eau) et la consommation d’hydrogène ne sont pas reportés dans le tableau 4, qui sont identiques entre deux exemples. Caractéristiques du mélange de DSV et graisse animale : Graisse animale (GA) DSV DSV+GA (83/17 %poids) Densité à 15°C g/ml 0,9165 0,9284 0,9262 Carbone %poids 77,00 85,6 84,3 Hydrogène %poids 11,89 12,32 12,18 Oxygène %poids 11,06 0,17 2,00 Soufre ppm 6,3 18920 15200 Azote ppm 9,2 1395 903 Monoglycérides %poids Diglycérides %poids 3,1 Triglycérides %poids 93,1 Indice d’acide 10,2 Acide gras libre %poids 3,3 C16:0 %poids 21,1 C16:1, C16:2 %poids 3,9 C18:0 %poids 5,9 C18:1, C18:2 %poids 50,0 C18:2 %poids 12,6 C18:3 %poids 1,0 C20:1 %poids 1,0 ∑ C16, % %poids 25,0 ∑ C18, % %poids 69,5 DS 0.5 %poids ° C 340 316 316 DS 5 %poids ° C 523 394 394 DS 10 %poids ° C 569 413 415 DS 20 %poids ° C 600 436 438 DS 30 %poids ° C 607 450 455 DS 40 %poids ° C 609 466 473 DS 50 %poids ° C 611 480 493 DS 60 %poids ° C 612 498 515 DS 70 %poids ° C 613 515 540 DS 80 %poids ° C 616 537 572 DS 90 %poids ° C 618 563 605 DS 95 %poids ° C 619 581 610 DS 99.5 %poids ° C 628 625 628 Conditions opératoires et performances du procédé : Exemple 1: Comparatif Exemple 2: conforme à l'invention Section d’hydrotraitement Catalyseur NiMoP/Al 2 O 3 NiMoP/Al 2 O 3 Température, °C °C 372 372 VVH, h -1 h-1 1 1 Section d’hydrocraquage 1 Catalyseur NiMoP/ USY+BEA sur Al 2 O 3 NiMoP/ USY+BEA sur Al 2 O 3 Température, °C °C 395 395 VVH, h -1 h-1 2.25 2.25 Performances du procédé Azote en sortie de section HDT, ppm ppm 10 10 Conversion totale de la coupe 370°C+, % % 86 86 Points de coupe de l’essence lourde [°C - °C] [80-130] [80-130] Points de coupe de kérosène [°C - °C] [130-250] [190-280] Points de coupe de diesel [°C - °C] [250-370] [130-190] + [280-370] Points de coupe de distillats moyen [°C - °C] [130-370] [130-370] Rendement 98.9 98.9 Gas C1-C4 % m/m 6.5 6.5 Essence légère (PI-80°C) % m/m 6.7 6.7 Essence Lourde % m/m 11.7 11.7 Distillat Moyen % m/m 60.7 60.7 Kerosene % m/m 30.7 22.9 Diesel % m/m 30.0 37.7 Non convertie (370°C+), %m/m charge % m/m 13.3 13.3 Qualité de produits débit de Carbone Biogénique dans kérosène g/ 100 g VGO 1.8 3.5 Teneur en Carbon biogénique dans kérosène % m/m 7.1 18.4 Freezing Point kérosène °C -70.0 -41.9 débit de Carbone Biogénique dans diesel g/ 100 g VGO 14.2 12.4 Teneur en Carbon biogénique dans diesel % m/m 57.0 39.6 Point Trouble Diesel °C 1.4 -2.0 Le Tableau 2 montre à a fois la forte augmentation du débit massique de Carbone Biogénique dans le kérosène (passage de 1.8 g/h à 3.5 g/h), le kérosène ainsi produit respecte la spécification jet et l’amélioration du point de trouble du diesel qui passe de 1.4 °C à -2°C. Procédé de production de distillats moyens à partir d’au moins une charge hydrocarbonée fossile dont au moins 50% poids des composés présentent un point d’ébullition initial supérieur à 250°C et un point d’ébullition final inférieur à 800°C, ladite charge hydrocarbonée fossile étant co-traitée en mélange avec au moins une charge renouvelable choisie parmi les huiles végétales, les huiles algales, les huiles de cuisson et les graisses animales, fraiches ou usagées, seules ou en mélange, et des charges issues du retraitement de biomasse/plastiques/pneus/et des déchets ménagers, seules ou en mélanges, ledit procédé comprenant au moins les étapes suivantes : a) une étape d’hydrotraitement dudit mélange de charge en présence d'hydrogène et d’au moins un catalyseur d’hydrotraitement à une température comprise entre 200 et 450°C, sous une pression comprise entre 2 et 25 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 6 h-1 et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure soit compris entre 100 et 5000 L/L, b) une étape d’hydrocraquage d’au moins une partie et de préférence la totalité de la charge hydrotraitée issue de l’étape a), en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrocraquage, l’étape d’hydrocraquage étant réalisée 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 liquide par le volume de catalyseur chargé dans le réacteur comprise entre 0,1 et 50 h -1 , c) La séparation gaz/liquide de l’effluent issu de l’étape b) pour produire un effluent liquide et un effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène,d) L’envoi de l’effluent gazeux comprenant au moins de l’hydrogène dans une étape de compression avant son recycle dans au moins l’étape a) d’hydrotraitement et l’étape b) d’hydrocraquage, e) Le fractionnement d’au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent liquide issu de l’étape c), dans une section de fractionnement, pour produire : - au moins une coupe naphta comprenant des composés ayant un point d’ébullition inférieur ou égal à 180°C, et de préférence compris entre 80 et 130°C, - au moins une première coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 220°C, et de préférence entre 130°C et 180°C, - au moins une deuxième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 300°C, et de préférence entre 190°C et 300°C, - au moins une troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 250°C et 400°C et de préférence entre 300 et 370°C, - et au moins une coupe liquide lourde non convertie comprenant des composés ayant un point d’ébullition supérieure à 400°C et de préférence supérieur à 370°C f) le mélange d’au moins une partie de la première coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 130°C et 220°C et d’au moins une partie de la troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 250°C et 400°C et l’envoi du mélange dans une unité de stockage gazole, g) L’envoi d’au moins une partie et de préférence la totalité de la troisième coupe dans la gamme des distillats moyens comprenant des composés ayant un point d’ébullition compris entre 250°C et 400°C dans une unité de stockage kérosène. Procédé selon la revendication 1 dans lequel la charge hydrocarbonée est choisie parmi les gazoles légers issus d'une unité de craquage catalytique, les distillats atmosphériques, les distillats sous vide issus de la distillation directe du brut ou d'unités de conversion tels que le FCC, le coker, le H-Oil 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. Procédé selon l’une des revendications 1 ou 2 dans lequel les huiles végétales sont brutes ou raffinées, totalement ou en partie, et issues des végétaux suivants : colza, tournesol, soja, palme, palmiste, olive, noix de coco, jatropha, et les graisses animales sont choisies parmi le lard ou les graisses composées de résidus de l'industrie alimentaire ou issus des industries de la restauration. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’étape d’hydrotraitement a) opère à une température comprise entre 250 et 450°C, de manière très préférée entre 300 et 430°C, sous une pression comprise entre 5 et 20 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 5 h-1, et à une quantité d’hydrogène introduite telle que le rapport volumique litre d’hydrogène/litre d’hydrocarbure est compris entre 300 et 3000 NL/L. Procédé selon la revendication 4 dans lequel les catalyseurs d’hydrotraitement utilisés dans l’étape a) sont sous forme supportés ou non supportés, de préférence qui contiennent au moins un support amorphe et au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi parmi au moins un élément des groupes VIB et VIII non noble, et de préférence au moins un élément du groupe VIB choisi parmi molybdène ou tungstène pris seul ou en mélange, et au moins un élément du groupe VIII non noble choisi parmi le nickel ou le cobalt pris seul ou en mélange. Procédé selon l’une des revendications 1 à 5 dans lequel le catalyseur d’hydrocraquage utilisé dans l’étape b) comprend et est de préférence constitué au moins un métal du groupe VI et/ou au moins un métal du groupe VIII non noble, et une zéolithe Y et un liant alumine. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel la fraction liquide, résidu non convertie, (UCO) issue de l’étape e) contenant des produits dont le point d’ébullition est supérieur à 370°C et issue de la distillation est au moins en partie et de préférence en totalité introduite dans la deuxième étape d’hydrocraquage h) du procédé.