FR 2754742 A1 19980424 FR 9612957 A 19961022 i La présente invention concerne un support comprenant au moins deux zéolithes Y désaluminées associées à une matrice habituellement amorphe ou mal cristallisée, un catalyseur contenant ledit support et utilisable pour l'hydroconversion conventionnelle de coupes pétrolières et le procédé d'hydroconversion l'utilisant. L'hydrocraquage conventionnel de coupes pétrolières lourdes est un procédé très important du raffinage qui permet de produire, à partir de charges lourdes excédentaires et peu valorisables, les fractions plus légères telles que essences, carburéacteurs et gazoles légers que recherche le raffineur pour adapter sa production à la structure de la demande. Par rapport au craquage catalytique, l'intérêt de l'hydrocraquage catalytique est de fournir des distillats moyens, carburéacteurs et gazoles, de très bonne qualité. En revanche, ressence produite présente un indice d'octane beaucoup plus faible que celle issue du craquage catalytique. Les catalyseurs utilisés en hydrocraquage conventionnel sont tous du type bifonctionnels associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 m2.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 silices-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, tels que fer, cobalt, nickel, ruthénium, rhodium, palladium, osmium, iridium et platine, soit par une association d'au moins un métal du groupe VI de la classification périodique tels que chrome, molybdène et tungstène et au moins un métal du groupe VIII de préférence non noble. L'équilibre entre les deux fonctions acide et hydrogénante est le paramètre fondamental qui régit l'activité et la sélectivité du catalyseur. Un fonction acide faible et une fonction hydrogénante forte donnent des catalyseurs peu actifs, travaillant à température en général élevée (supérieure ou égale à 390 C), et à vitesse volumique 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) mais dotés d'une très bonne sélectivité en distillats moyens. Inversement, une fonction acide forte et une fonction hydrogénante faible donnent des catalyseurs très actifs mais présentant une mauvaise sélectivité en distillats moyens. Le problème qui se pose à l'exploitant est donc de choisir judicieusement chacune des fonctions afin d'ajuster le couple activité/sélectivité du catalyseur. Ainsi, c'est un des grands intérêts de l'hydrocraquage de présenter une grande flexibilité à divers niveaux: flexibilité au niveau des catalyseurs utilisés, qui amène une flexibilité des charges à traiter et au niveau des produits obtenus. Un paramètre est l'acidité du support du catalyseur. Les catalyseurs conventionnels de l'hydrocraquage catalytique sont, pour leur grande majorité, constitués de supports faiblement acides, tels les silice-alumines amorphes par exemple. Ces systèmes sont utilisés pour produire des distillats moyens de très bonne qualité, et encore, lorsque leur acidité est très faible, des bases huiles. Dans les supports peu acides, on trouve la famille des silice-alumines amorphes. Beaucoup de catalyseurs du marché de l'hydrocraquage sont constitués de silice-alumine associée, soit à un métal du groupe VIII soit, de préférence quand les teneurs en poisons hétéroatomiques de la charge à traiter dépassent 0,5 % en poids, à une association de sulfures des métaux des groupes VIB et VIII. Ces systèmes ont une très bonne sélectivité en distillats moyens, et les produits formés sont de bonne qualité. Ces catalyseurs, pour les moins acides d'entre eux, peuvent également produire des bases lubrifiantes. L'inconvénient de tous ces systèmes catalytiques à base de support amorphe est, comme on l'a dit, leur faible activité. La présente invention permet d'éviter ces inconvénients. Elle a pour objet un support comprenant au moins une matrice, au moins une zéolithe Y dite Y1 de paramètre cristallin compris entre 24.15 et 24.38 (lnm=10 ) et au moins une zéolithe Y dite Y2 de paramètre cristallin supérieur à 24.38 et inférieur ou égal à 24.51 . Elle a également pour objet un catalyseur comprenant au moins le support objet de l'invention et au moins un élément hydro-déshydrogénant. Dans la suite du texte, les unités de paramètre cristallin seront exprimées en (lnm=10 ). Le catalyseur et le support de la présente invention renferment donc au moins deux zéolithes Y de structure faujasite (Zéolite Molecular Sieves Structure, chemistry and uses, D.W. BRECK, J. WILLEY and Sons 1973) qui peuvent être soit sous forme hydrogène soit être au moins partiellement échangées avec des cations métalliques, par exemple à l'aide de cations des métaux alcalino-terreux et/ou des cations de métaux de terres rares de numéro atomique 57 à 71 inclus. La première, appelée ici Y1, a un paramètre cristallin supérieur à 24.15 et jusqu'à 24.38 . La seconde, appelée ici Y2, a un paramètre cristallin supérieur à 24.38 et inférieur ou égal à 24.51 . Le rapport pondéral Y1/Y2 c'est à dire le rapport entre la première et la seconde zéolithe est compris entre 0.1 et 100, avantageusement entre 0.1 et 80 voire 0.1 et 50 et, de préférence entre 0.3 et 30 et de façon encore plus préférée entre 0.5 et 10. La teneur pondérale totale en matrice par rapport au support (le support étant constitué de la matrice et de la totalité des zéolithes Y) est comprise entre 1 et 98%, avantageusement entre 20 et 98% et de préférence entre 25 et 98%, de façon encore plus préférée entre 40 et 97% et avantageusement entre 65 et 95%. La zéolithe acide Y1 préférée est caractérisée par différentes spécifications: un paramètre cristallin compris entre 24.15i et 24.38 ; un rapport molaire SiO2/A1203 de charpente calculé d'après la corrélation dite de Fichtner-Schmittler (dans Cryst. Res. Tech. 1984, 19, K1) compris entre environ 500 et 21; une teneur en sodium inférieure à 0.15% poids déterminée sur la zéolithe calcinée à 1100 C; une capacité CNa de reprise en ions sodium, exprimée en gramme de Na par 100 grammes de zéolithe modifiée, neutralisée puis calcinée, supérieure à environ 0, 85; une surface spécifique déterminée par la méthode B.E.T. supérieure à environ 400 m2/g et de préférence supérieure à 550 m2/g; une capacité d'adsorption de vapeur d'eau à 25 C pour une pression partielle de 2,6 torrs (soit 34,6 MPa), supérieure à environ 6%, une répartition poreuse comprenant entre 1 et 20% et de préférence entre 3 et 15% du volume poreux contenu dans des pores de diamètre situé entre 20 et 80A, le reste du volume poreux étant contenu dans les pores de diamètre inférieur à 20 . L'autre zéolithe acide Y2 préférée est caractérisée par différentes spécifications: un paramètre cristallin supérieur à 24.38 et jusqu'à 24. 51 ; un rapport molaire SiO2/A1203 de charpente calculé d'après la corrélation dite de Fichtner-Schmittler (dans Cryst. Res. Tech. 1984, 19, K1) inférieur à environ 21 et supérieur ou égal à 10; une teneur en sodium inférieure à 0.15% poids déterminée sur la zéolithe calcinée à 1 100 C; une capacité CNa de reprise en ions sodium, exprimée en gramme de Na par 100 grammes de zéolithe modifiée, neutralisée puis calcinée, supérieure à environ 0,85; une surface spécifique déterminée par la méthode B.E.T. supérieure à environ 400 m2/g et de préférence supérieure à 550 m2/g; une capacité d'adsorption de vapeur d'eau à 25 C pour une pression partielle de 2,6 torrs (soit 34,6 MPa), supérieure à environ 6%, une répartition poreuse comprenant entre 1 et 20% et de préférence entre 3 et 15% du volume poreux contenu dans des pores de diamètre situé entre 20 et 80 , le reste du volume poreux étant contenu dans les pores de diamètre inférieur à 20 . Le catalyseur et le support renferment donc au moins ces deux zéolithes Y1 et Y2 mais il peut en contenir plus de deux pourvu que ces zéolithes présentent les paramètres cristallins de Y1 ou de Y2. Toutes les méthodes de fabrication permettant d'obtenir les zéolithes Y1 et Y2 ayant les caractéristiques ci-dessus mentionnées sont convenables. Le catalyseur et le support de la présente invention renferment également au moins une matrice habituellement amorphe ou mal cristallisée choisie par exemple dans le groupe formé par l'alumine, la silice, la magnésie, l'oxyde de titane, la zircone, les phosphates d'aluminium, de titane ou de zirconium, l'argile, l'oxyde de bore et les combinaisons de deux au moins de ces composés. La matrice est de préférence choisie dans le groupe formé par la silice, l'alumine, la magnésie, les combinaisons silice-alumine, les combinaisons silicemagnésie. Le catalyseur de la présente invention peut être préparé par toutes les méthodes bien connues de rhomme du métier. Avantageusement, il est obtenu par mélange de la matrice et des zéolithes puis mise en forme. L'élément hydrogénant est introduit lors du mélange, ou encore après mise en forme (préféré). La mise en forme est suivie d'une calcination, r'élément hydrogénant est introduit avant ou après cette calcination. La préparation se termine dans tous les cas par une calcination à une température de 250 à 600 C. Une des méthodes préférées dans la présente invention consiste à malaxer les zéolithes Y de type structural faujasite dans un gel humide d'alumine pendant quelques dizaines de minutes, puis à passer la pâte ainsi obtenue à travers une filière pour former des extrudés de diamètre compris de préférence entre 0,4 et 4 mm. Le catalyseur renferme en outre une fonction hydrogénante. La fonction hydro- deshydrogénante est assurée par au moins un métal ou composé de métal du groupe VIII tels que le nickel et le cobalt notamment. On peut utiliser une combinaison d'au moins un métal ou composé de métal du groupe VI (notamment le molybdène ou le tungstène) et d'au moins un métal ou composé de métal du groupe VIII de préférence non noble (notamment le cobalt ou le nickel) de la classification périodique des éléments. La fonction hydrogénante telle qu'elle a été définie précédemment peut être introduite dans le catalyseur à divers niveaux de la préparation et de diverses manières. Elle peut être introduite en partie seulement (cas, par exemple, des associations d'oxydes de métaux des groupes VI et VIII) ou en totalité au moment du malaxage des deux types de zéolithe, avec le gel d'oxyde choisi comme matrice, le reste des élément(s) hydrogénant(s) étant alors introduit après malaxage, et plus généralement après calcination. De façon préférée, le métal du groupe VIII est introduit simultanément ou après le métal du groupe VI, quel que soit le mode d'introduction. Elle peut être introduite par une ou plusieurs opérations d'échange ionique sur le support calciné constitué des zéolithes dispersées dans la matrice choisie, à l'aide de solutions contenant les sels précurseurs des métaux choisis lorsque ceux-ci appartiennent au groupe VIII. Elle peut être introduite par une ou plusieurs opérations d'imprégnation du support mis en forme et calciné, par une solution des précurseurs des oxydes des métaux des groupes VIII (notamment le cobalt et le nickel) lorsque les précurseurs des oxydes des métaux du groupe VI (notamment le molybdène ou le tungstène) ont été préalablement introduits au moment du malaxage du support. Elle peut enfin être introduite par une ou plusieurs opérations d'imprégnation du support calciné constitué des zéolithes et de la matrice, par des solutions contenant les précurseurs des oxydes de métaux des groupes VI et/ou VIII, les précurseurs des oxydes de métaux de groupe VIII étant de préférence introduits après ceux du groupe VI ou en même temps que ces derniers. Dans le cas o les éléments sont introduits en plusieurs imprégnations des sels précurseurs correspondants, une étape de calcination intermédiaire du catalyseur devra être effectuée à une température comprise entre 250 et 600 C. La concentration totale en oxydes de métaux des groupes VIII et VI est comprise entre 1% et 40% en poids du catalyseur obtenu après calcination, et de préférence entre 3 et % et avantageusement entre 8-40%, voire 10 et 40% et mieux 10-30%. Le rapport pondéral exprimé en oxydes métalliques entre métal (ou métaux) du groupe VI sur métal (ou métaux) du groupe VIII est généralement compris entre 20 et 1,25 et de préférence entre 10 et 2. Le catalyseur peut également contenir du phosphore. La concentration en oxyde de phosphore (P205) est généralement d'au plus 15% comprise entre 0.1 et 15% et de préférence entre 0.15 etlO% poids. L'imprégnation du molybdène peut alors être facilitée par ajout d'acide phosphorique dans les solutions de sels de molybdène. Les catalyseurs ainsi obtenus, sous forme oxydes, peuvent éventuellement être amenés au moins en partie sous forme métallique ou sulfure. Ils sont chargés en réacteur et utilisés pour l'hydrocraquage en particulier de coupes lourdes. Ils présentent une activité améliorée par rapport à l'art antérieur, et ont de plus une sélectivité améliorée pour la production de distillats moyens de très bonne qualité. Les coupes pétrolières à traiter ont des points d'ébullition supérieurs à 100 C. Ce sont par exemple des kérosènes, des gazoles, des distillats sous vide, des résidus désasphaltés ou hydrotraités ou équivalents. Les charges fortement chargées en N et S ont été de préférence préalablement hydrotraitées. Les coupes lourdes sont de préférence constituées au moins de 80% en volume de composés dont les points d'ébullition sont d'au moins 350 C et de préférence entre 350 et 580 C (c'est-à-dire correspondant à des composés contenant au moins 15 à 20 atomes de carbone). Elles contiennent généralement des hétéroatomes tels que soufre et azote. La teneur en azote est usuellement comprise entre 1 et 5000 ppm poids et la teneur en soufre entre 0.01 et 5% poids. Les conditions de l'hydrocraquage telles que, température, pression, taux de recyclage d'hydrogène, vitesse volumique horaire, pourront être très variables en fonction de la nature de la charge, de la qualité des produits désirés, des installations dont dispose le raffineur. Lorsqu'un hydrotraitement est nécessaire, le procédé de conversion de coupe pétrolière se déroule en deux étapes, les catalyseurs selon l'invention étant utilisés dans la deuxième étape. Le catalyseur 1 de la première étape ayant une fonction d'hydrotraitement comprend une matrice de préférence à base d'alumine, et de préférence ne contenant pas de zéolithe, et au moins un métal ayant une fonction hydrodéshydrogénante. Ladite matrice peut également être constituée de, ou renfermer, de la silice, de la silice-alumine, de l'oxyde de bore, de la magnésie, de la zircone, de l'oxyde de titane ou une combinaison de ces oxydes. La fonction hydro-deshydrogénante est assurée par au moins un métal ou composé de métal du groupe VIII tels que le nickel et le cobalt notamment. On peut utiliser une combinaison d'au moins un métal ou composé de métal du groupe VI (notamment le molybdène ou le tungstène) et d'au moins un métal ou composé de métal du groupe VIII (notamment le cobalt ou le nickel) de la classification périodique des éléments. La concentration totale en oxydes de métaux des groupes VI et VIII est comprise entre 5 et 40 % en poids et de préférence entre 7 et 30 % en poids et le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique en métal (ou métaux) du groupe VI sur métal (ou métaux) du groupe VIII est compris entre 1.25 et 20 et de préférence entre 2 et 10. De plus, ce catalyseur peut contenir du phosphore. La teneur en phosphore, exprimée en concentration en pentaoxyde de diphosphore P205 sera d'au plus 15% généralement, de préférence comprise entre 0.1 et 15 % en poids et de préférence comprise entre 0.15 et % en poids. La première étape se déroule généralement à une température de 350-460 C, de préférence 360-450 C, une pression totale de 8-20MPa; et de préférence 8-15MPa, une vitesse volumique horaire de 0.1-5h-1 et de préférence 0.2-2h-1 et avec une quantité d'hydrogène d'au moins 10ONl/Nl de charge, et de préférence 260- 3000N1/Nl de charge. Pour l'étape de conversion avec le catalyseur selon l'invention (ou seconde étape), les températures sont en général supérieures ou égales à 230 C et souvent comprises entre 300 C et 430 C. La pression est en général supérieure ou égale à 8MPa. La quantité d'hydrogène est au minimum de 100VI de charge et souvent comprise entre 200 et 30001/I d'hydrogène par litre de charge. La vitesse volumique horaire est comprise en général entre 0.15 et 10h1. Les résultats qui importent au raffineur sont l'activité et la sélectivité en distillats moyens. Les objectifs fixés doivent être réalisés dans des conditions compatibles avec la réalité économique. Ce type de catalyseur permet d'atteindre dans des conditions de marche classique d'hydrocraquage des sélectivités en distillats moyens de point d'ébullition compris entre 150 C et 380 C supérieures à 65%, et ceci pour des niveaux de conversion, en produits de point d'ébullition inférieur à 380 C, supérieurs à 55% en volume. Ce catalyseur présente de plus, dans ces conditions, une stabilité remarquable. Enfin, du fait de la composition du catalyseur, celui-ci est facilement régénérable. Le demandeur a pu constater de façon surprenante que, selon l'invention, un catalyseur contenant au moins deux zéolithes Y désaluminées permettait d'obtenir une sélectivité en distillats moyens nettement améliorée par rapport aux catalyseurs connus dans l'art antérieur. Les exemples suivants illustrent la présente invention sans toutefois en limiter la portée. Exemple 1: fabrication d'un catalyseur C1 non conforme Le catalyseur Cl est fabriqué de la façon suivante: on utilise 20% poids d'une zéolithe Y de paramètre cristallin égal à 24.42 que l'on mélange à 80% poids d'alumine de type SB3 fournie par la société Condéa. La pate malaxée est ensuite extrudée à travers une filière de diamètre 1.4 mn. Les extrudés sont ensuite séchés une nuit à 120 C sous air puis calcinés à 550 C sous air. Les extrudés sont imprégnés à sec par une solution d'un mélange d'heptamolybdate d'ammonium, de nitrate de nickel et d'acide orthophosphorique, séchés une nuit à 120 C sous air et enfin calcinés sous air à 550 C.. Les teneurs pondérales en oxydes actifs sont les suivantes (par rapport au catalyseur): 2,6 % en poids d'oxyde de nickel NiO 12.7 % en poids d'oxyde de molybdène MoO3 5.5 % en poids d'oxyde de phosphore P205 Exemple 2: fabrication d'un catalyseur C2 non conforme Le catalyseur C2 est fabriqué de la façon suivante: on utilise 20% poids d'une zéolithe Y de paramètre cristallin égal à 24.28 que l'on mélange à 80% poids d'alumine de type SB3 fournie par la société Condéa. La pâte malaxée est ensuite extrudée à travers une filière de diamètre 1.4 mm. Les extrudés sont ensuite séchés une nuit à 120 C sous air puis calcinés à 550 C sous air. Les extrudés sont imprégnés à sec par une solution d'un mélange d'heptamolybdate d'ammonium, de nitrate de nickel et d'acide orthophosphorique, séchés une nuit à 120 C sous air et enfin calcinés sous air à 550 C. Les teneurs pondérales en oxydes actifs sont les suivantes (par rapport au catalyseur): 2,7 % en poids d'oxyde de nickel NiO 12.8 % en poids d'oxyde de molybdène MoO3 5.4 % en poids d'oxyde de phosphore P205 Exemple 3: fabrication d'un catalyseur C3 conforme Le catalyseur C3 est fabriqué de la façon suivante: on utilise 10% poids d'une zéolithe Y de paramètre cristallin égal à 24.42 et 10% poids d'une zéolithe Y de paramètre cristallin égal à 24.28 que l'on mélange à 80% poids d'alumine de type SB3 fournie par la société Condéa. La pâte malaxée est ensuite extrudée à travers une filière de diamètre 1.4 min. Les extrudés sont ensuite séchés une nuit à 120 C sous air puis calcinés à 550 C sous air. Les extrudés sont imprégnés à sec par une solution d'un mélange d'heptamolybdate d'ammonium, de nitrate de nickel et d'acide orthophosphorique, séchés une nuit à 120 C sous air et enfin calcinés sous air à 550 C. Les teneurs pondérales en oxydes actifs sont les suivantes (par rapport au catalyseur): 2,6 % en poids d'oxyde de nickel NiO 12.7 % en poids d'oxyde de molybdène MoO3 5. 4 % en poids d'oxyde de phosphore P205 Exemple 4: comparaison C1, C2 et C3 en test haute pression Les catalyseurs dont les préparations sont décrites aux exemples précédents sont utilisés dans les conditions de l'hydrocraquage sur une charge pétrolière dont les principales caractéristiques sont les suivantes: point initial 277 C point 10 % 381 C point 50 % 482 C point 90 % 531 C point final 545 C point d'écoulement + 39 C densité (20/4) 0. 919 Soufre (% poids) 2.46 Azote (ppm poids) 930 L'unité de test catalytique comprend deux réacteurs en lit fixe, à circulation ascendante de la charge ("up-flow"). Dans chacun des réacteurs, on introduit 40mI de catalyseur. Dans le premier réacteur, celui dans lequel la charge passe en premier, on introduit le catalyseur 1 de première étape d'hydrotraitement HR360 vendu par la société Procatalyse comprenant un élément du groupe VI et un élément du groupe VIII déposés sur alumine. Dans le second réacteur, celui dans lequel la charge passe en dernier, on introduit le catalyseur 2 de deuxième étape c'est-à-dire le catalyseur d'hydroconversion. Les deux catalyseurs subissent une étape de sulfuration in-situ avant réaction. Notons que toute la charge décrite ci-dessus peut être transformée. La pression totale est de 9 MPa, le débit d'hydrogène est de 1000 litres d'hydrogène gazeux par litre de charge injectée, la vitesse volumique horaire est de 1,0h'-1. Les performances catalytiques sont exprimées par la température qui permet d'atteindre un niveau de conversion brute de 70 % et par la sélectivité brute. Ces performances catalytiques sont mesurées sur le catalyseur après qu'une période de stabilisation, généralement au moins 48 heures, ait été respectée. La conversion brute CB est prise égale à: CB= % poids 380+effluents La sélectivité brute SB est prise égale à: (poids 150/380effluents d\ SB = k poids 380-effluents * 100 La température de réaction est fixée de façon à atteindre une conversion brute CB égale à % poids. Dans le tableau suivant, nous avons reporté la température de réaction et la sélectivité brute pour les trois catalyseurs. T ( C) SB Ci 372 59 C2 396 71 t* C3 385 70 L'utilisation d'un mélange de zéolithe permet d'atteindre une sélectivité très élevée, plus élevée que celle du catalyseur C1 et du même niveau que celle du catalyseur C2 tout en ayant une température de réaction basse puisqu'un gain de température de 11 C est observé par rapport au catalyseur C2. REVENDICATIONS 1 - Support contenant au moins une matrice et au moins une zéolithe Y de paramètre cristallin compris entre 24.15 et 24.38 (Y1) et au moins une zéolithe Y de paramètre cristallin supérieur à 24.38 et inférieur ou égal à 24.51 (Y2). 2 - Support selon la revendication 1 dans lequel la teneur pondérale en matrice du support est de 20-98%. 3 - Support selon l'une des revendications précédentes dans lequel la matrice est choisie dans le groupe formé par l'alumine, la silice, la magnésie, l'oxyde de titane, l'oxyde de zirconium, les phosphates d'aluminium, les phosphates de titane, les phosphates de zirconium, l'oxyde de bore, l'argile et leurs mélanges. 4 - Support selon l'une des revendications précédentes dans lequel le rapport pondérai Y1/Y2 est compris entre 0.1 et 100. - Catalyseur comprenant au moins une matrice, au moins une zéolithe Y de paramètre cristallin compris entre 24.15 et 24.38 (Y1) et au moins une zéolithe Y de paramètre cristallin supérieur à 24.38 et inférieur ou égal à 24.51 (Y2) et au moins un élément hydro-deshydrogénant. 6 - Catalyseur selon la revendication 5, dans lequel la matrice est choisie dans le groupe formé par l'alumine, la silice, la magnésie, l'oxyde de titane, l'oxyde de zirconium, les phosphates d'aluminium, les phosphates de titane, les phosphates de zirconium, l'oxyde de bore, l'argile et leurs mélanges. 7 - Catalyseur selon l'une des revendications 5 ou 6, dans lequel l'élément hydro- deshydrogénant est choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe VIII et ceux du groupe VI de la classification périodique des éléments. 8 - Catalyseur selon l'une des revendications 5 à 7, dans lequel la teneur pondérale en matrice du support, est de 20-98%. 9 - Catalyseur selon l'une des revendications 5 à 8, dans lequel le rapport pondéral Y1/Y2 est compris entre 0.1 et 100. - Catalyseur selon l'une des revendications 5 à 8, dans lequel le rapport pondéral Y1/Y2 est compris entre 0.3 et 30. 11 - Catalyseur selon l'une des revendications 5 à 10, contenant 1-40% poids d'oxydes de la totalité des éléments hydrogénants. 12 - Catalyseur selon l'une des revendications 5 à 11, contenant également 0.1 à 15% poids de pentaoxyde de diphosphore. 13 - Procédé de préparation d'un catalyseur selon l'une des revendications 5 à 12 dans lequel les zéolithes sont malaxées avec la matrice, au moins une partie du (des) élément(s) hydrogénant(s) est introduite, l'ensemble est mis en forme puis calciné. 14 - Procédé de préparation d'un catalyseur suivant l'une des revendications 5 à 12 dans lequel les zéolithes sont malaxées avec la matrice, le support est mis en forme et calciné et le ou les éléments hydrogénants sont introduits. - Procédé de préparation d'un catalyseur selon rune des revendications 5 à 12 dans lequel les zéolithes sont malaxées avec la matrice, le support obtenu est mis en forme, le ou les éléments hydrogénants sont introduits et l'ensemble est calciné. 16 - Procédé de préparation d'un catalyseur selon rune des revendications 13 à 15, dans lequel le ou les éléments hydrogénants du groupe VIII sont introduits après ou simultanément à l'introduction du ou des éléments du groupe VI. 17 - Procédé de conversion de coupe pétrolière dans lequel la coupe est mise au contact d'un catalyseur selon l'une des revendications 5 à 13, à une température d'au moins 230 C, une pression d'au moins 8MPa, en présence d'une quantité d'hydrogène d'au moins 100N!/l de charge, avec une vitesse volumique horaire de 0.15-10h-1 18 - Procédé selon la revendication 17, dans lequel la coupe a été préalablement soumise à un hydrotraitement 19 - Procédé selon la revendication 18, dans lequel le catalyseur d'hydrotraitement comporte une matrice choisie dans le groupe formé par l'alumine, la silice, l'oxyde de bore, la magnésie, la zircone, l'oxyde de titane et les combinaisons de ces oxydes, et il comporte également au moins un métal ayant une fonction hydrodeshydrogénante, choisi dans le groupe des métaux des groupes VI et VIII, la concentration totale en oxydes dedits métaux étant comprise entre 5-40% poids, et le rapport pondéral d'oxydes de métaux du groupe VI sur oxydes de métaux du groupe VIII étant compris entre 1,25 et 20, et le catalyseur pouvant contenir au plus 15% poids de pentaoxyde de diphosphore. - Procédé selon l'une des revendications 18 ou 19, dans lequel l'hydrotraitement a lieu entre 350-460 C, sous une pression de 8-20MPa, avec une quantité d'hydrogène d'au moins 100NIII de charge et une vitesse volumique horaire de 0.1-5h-1 21 - Procédé selon la revendication 17, dans lequel la coupe est constituée par au moins 80% en volume de composés à points d'ébullition d'au moins 350 C. 22 - Procédé selon la revendication 17, dans lequel la coupe pétrolière est choisie dans le groupe formé par les gazoles, les distillats sous vide, les résidus désasphaltés, les résidus hydrotraités.