FR 2981360 A1 20130419 FR 1103150 A 20111014 DOMAINE DE L'INVENTION La présente invention concerne un procédé de production de distillats moyens à partir d'une part d'une charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsch selon des procédés connus de l'homme du métier, traitée dans un procédé incluant une étape d'hydrotraitement en mélange avec une charge issue d'une source renouvelable, suivie d'une étape d'hydroisomérisation/hydrocraquage et d'une distillation finale. ETAT DE L'ART ANTÉRIEUR Dans un contexte international marqué par la croissance rapide en besoin de carburants, en particulier de bases gazoles dans la communauté européenne, la recherche de nouvelles sources d'énergie, de préférence renouvelables, pouvant être intégrées au schéma traditionnel du raffinage et de la production de carburants constitue un enjeu majeur. A ce titre, l'intégration dans le processus de raffinage de nouveaux produits d'origine végétale ou animale, issus de la conversion de la biomasse lignocellulosique ou issus de la production d'huiles végétales ou de graisses animales, a connu ces dernières années un très vif regain d'intérêt en raison de l'augmentation du coût des matières fossiles. De même, les biocarburants traditionnels (éthanol ou esters méthyliques d'huiles végétales principalement) ont acquis un réel statut de complément aux carburants de type pétroliers dans les pools carburants. Plusieurs procédés sont connus pour produire des carburants liquides à partir de produits issus de sources renouvelables, c'est-à-dire issus de la biomasse. Une des approches existantes repose sur la réaction de transestérification avec un alcool comme le méthanol conduisant aux esters méthyliques d'huiles végétales (EMHV) couramment appelés biodiesel. Cependant, les charges utilisables dans ce type de procédé doivent être soigneusement sélectionnées, si bien qu'un certain nombre d'huiles végétales ne peuvent être traitées de cette manière. Enfin, les propriétés à froid de ces produits constituent également un facteur limitant. La gazéification de la biomasse a également été utilisée depuis plusieurs années pour convertir la biomasse en sources d'énergie. Sous des conditions contrôlées caractérisées par un faible apport en oxygène et de hautes températures, la plupart des charges issues de la biomasse peut être convertie en mélanges gazeux connu sous le nom de gaz de synthèse. Les gaz de synthèse issus à la fois de sources renouvelables et de sources fossiles peuvent être utilisés pour produire des carburants liquides via le procédé de synthèse Fischer-Tropsch. Une autre approche consiste à exploiter directement les produits issus de sources renouvelables et en particulier les huiles végétales via leur transformation en dérivés d'acides gras élémentaires, grâce à des procédés d'hydro-raffinage ou d'hydroconversion dont les catalyseurs sont également bien connus de l'homme de l'art pour leurs propriétés d'hydrodéoxygénation (E. Laurent, B. Delmon, Appl. Catal. A 109 (1) 1994 77-96 et 97-115). En effet, lesdites huiles végétales sont constituées d'acides gras sous forme de triglycérides, ayant de longues chaînes alkyles dont la structure correspond aux paraffines normales des coupes gazoles (longueur de chaîne de 12 à 24 atomes de carbone, selon la nature de l'huile végétale). Dans ce cas, les triglycérides sont convertis en dérivés principalement paraffiniques et saturés, constituant alors d'excellentes bases carburant, en particulier pour le pool gazole du fait de leurs bons indices de cétane. Malgré les recherches en cours sur la valorisation des ressources renouvelables pour la production de carburant, il existe toujours un fort besoin pour l'industrie du raffinage du pétrole de traiter ces bio- ressources, si possible au moindre coût et en tenant compte des unités existantes. Il existe également un besoin d'utiliser des déchets ou résidus industriels proches du site de production pour diminuer les couts élevés de transport et de stockage. Un objet de la présente invention est de fournir un procédé de production de distillats moyens par l'intégration industrielle d'un procédé de synthèse Fischer-Tropsch produisant un effluent paraffinique et un procédé d'hydrotraitement d'une charge issue d'une source renouvelable en mélange avec ledit effluent paraffinique issu de la synthèse Fischer-Tropsch. RÉSUMÉ DE L'INVENTION L'invention concerne un procédé de production de distillats moyens à partir de charges issues, en tout ou partie, de sources renouvelables caractérisé en ce que ledit procédé comprend au moins les étapes suivantes : a) la production d'un premier effluent paraffinique par le procédé Fischer-Tropsch à partir d'un gaz de synthèse (CO+H2), b) l'hydrotraitement d'au moins une partie dudit premier effluent paraffinique issu de l'étape a), en mélange avec une charge issue de source renouvelable, en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise entre 150 et 450°C, à une pression comprise entre 1 MPa et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 h-1 et 10 h1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 150 et 1500 NI d'hydrogène par litre de charge, c) l'élimination d'au moins une partie de l'eau de l'effluent issu de l'étape b) d'hydrotraitement, d) l'hydroisomérisation/hydrocraquage de l'effluent issue de l'étape c) en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydroisomérisation/hydrocraquage, e) la distillation de l'effluent issu de l'étape d) d'hydroisomérisation/hydrocraquage pour séparer au moins une fraction distillats moyens. Un avantage de la présente invention est de fournir un procédé de production de distillats moyens, permettant d'obtenir un rendement amélioré en distillats moyens, à partir du traitement en mélange d'une charge issue de la biomasse et d'un effluent paraffinique produit par le procédé Fischer-Tropsch , par l'intégration industrielle de deux procédés séparés de production de distillats moyens. Un autre avantage de la présente invention est de permettre une gestion améliorée de l'exothermie associée à l'étape b) d'hydrotraitement de la charge issue de source renouvelable par le mélange de ladite charge issue d'une source renouvelable avec ledit premier effluent paraffinique produit par la synthèse Fischer-Tropsch à basse température. Dans le domaine de l'hydrocraquage des cires de Fischer-Tropsch il est connu que la présence de composés oxygénés dans la charge à hydrocraquer a un impact négatif sur les performances du catalyseur d'hydrocraquage. Le brevet EP 0 583 836 B2 enseigne l'utilisation d'un procédé pour la préparation de gazole mettant en oeuvre a) une étape d'hydrotraitement de la charge hydrocarbonée issue de la synthèse de Fischer-Tropsch pour saturer les oléfines de la charge et décomposer les produits oxygénés présents, suivie d'une étape (b) d'élimination de la fraction C4 de la charge hydrotraitée et d'une étape c) d'hydrocraquage d'au moins une partie de l'effluent hydrocarboné issue de l'étape b). Il est enseigné que la mise en oeuvre des étapes (a) et (b) permet de prolonger la durée de vie du catalyseur d'hydroconversion de l'étape (c) ainsi que la sélectivité du catalyseur envers la production de gazole. Un autre avantage de la présente invention est de permettre une amélioration des performances du catalyseur d'hydroisomérisation/hydrocraquage par la mise en oeuvre d'une étape d'hydrotraitement commune de ladite charge issue d'une source renouvelable et dudit effluent paraffinique produit par le procédé Fischer Tropsch, suivie d'une étape d'élimination de l'eau, et éventuellement des impuretés gazeuses produites lors de l'étape d'hydrotraitement. En effet, ceci permet d'envoyer une charge paraffinique substantiellement exempte de composés insaturés et d'impuretés dans l'étape d) d'hydrocraquage/hydroisomérisation. Un autre avantage de la présente invention est, du fait du traitement de la totalité d'un effluent paraffinique issu de la synthèse Fischer-Tropsch en mélange avec une charge issue de source renouvelable, de limiter la mise en oeuvre d'étapes de fractionnement et ainsi de limiter le coût opératoire du procédé selon l'invention. DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION Conformément à l'invention, l'étape a) du procédé selon l'invention consiste en la production d'un effluent paraffinique par le procédé Fischer Tropsch à partir d'un gaz de synthèse (C0+112). Le terme "gaz de synthèse" se réfère de manière connue à un mélange contenant une quantité variable de monoxyde de carbone et d'hydrogène générés par la gazéification de substance contenant du carbone et de l'hydrogène. Dans le procédé Fischer-Tropsch basse température, le gaz de synthèse est transformé catalytiquement en produits oxygénés et en hydrocarbures essentiellement linéaires sous forme gazeuse, liquide ou solide. Le procédé Fischer-Tropsch mis en oeuvre dans le procédé selon la présente invention pour produire ledit effluent paraffinique est connu de l'homme du métier et mis en oeuvre en présence d'un catalyseur et dans des conditions opératoires classiques telles que par exemple celles décrites dans les ouvrages Studies in Surface Science and Catalysis, 152 (2004), Fischer Tropsch Technology, éditions Elsevier et Studies in Surface Science and Calalysis, 163 (2007), Fischer-Tropsch Synthesis, Catalyst and Catalysis, éditions Elsevier. Conformément à l'invention, la charge paraffinique synthétisée par synthèse Fischer-Tropsch est produite à partir d'un gaz de synthèse (CO+H2). Ledit gaz de synthèse (CO+H2) peut avantageusement être produit à partir de toute source de carbone et d'hydrogène. De préférence, ledit gaz de synthèse est produit selon trois voies : Dans un mode de réalisation préféré, le gaz de synthèse (CO+H2) est produit à partir de gaz naturel selon la voie GTL aussi appelée selon la terminologie anglo-saxonne gas- to-liquid. Dans un autre mode de réalisation préféré, le gaz de synthèse (CO+H2) est produit à partir de charbon selon la voie CTL aussi appelée selon la terminologie anglo-saxonne coal- to-liquid. Dans un autre mode de réalisation préféré, le gaz de synthèse (CO+H2) est produit à partir de biomasse selon la voie BTL aussi appelée selon la terminologie anglo-saxonne biomass- to-liquid. Dans un autre mode de réalisation préféré, le gaz de synthèse (CO+H2) est produit à partir de résidus pétroliers. Dans un mode de réalisation très préféré, ledit gaz de synthèse (CO+H2) est produit à partir d'un mélange de gaz naturel, de charbon, de biomasse et/ou de résidus pétroliers. Dans le cas ou ledit gaz de synthèse (CO+H2) est produit à partir de biomasse selon la voie BTL, ledit procédé selon l'invention est un procédé de production de distillats moyens à partir de charges issues, en totalité de sources renouvelables. Dans ce cas, la charge issue de la biomasse qui est gazéifiée pour produire ledit gaz de synthèse est avantageusement choisie parmi les produits de la biomasse lignocellulosique tels que le bois et les déchets végétaux ou les produits issus de la conversion de la biomasse lignocellulosique. Les produits issus de la conversion de la biomasse lignocellulosique sont choisis parmi les résidus d'exploitation agricole tels que la paille, la bagasse de canne à sucre ou tout autre type de résidus ligneux, les résidus d'exploitation forestière tels que les produits résultant de la première éclaircie des forêts, les produits de l'exploitation forestière tels que les copeaux de bois, les résidus de scieries, les cultures dédiées telles que par exemple les taillis à courte rotation. Ladite charge issue de la biomasse, de type lignocellulosique peut être disponible à l'état de copeaux de dimension typique comprise entre 0,5 cm et 2 cm, et avec une teneur en eau comprise entre 10% et 40% poids. Ainsi, ladite charge issue de la biomasse, de type lignocellulosique peut éventuellement être prétraitée en vue d'être gazéifiée selon des méthodes connues de l'homme du métier telles que par exemple par torréfaction et/ou pyrolyse. En particulier, ladite charge issue de la biomasse peut éventuellement être préparée en vue d'être gazéifiée comme décrit dans le brevet FR 1 890 080. Ledit effluent paraffinique produit par synthèse Fischer-Tropsch selon l'étape a) du procédé selon l'invention comprend majoritairement des n-paraffines. Ainsi, ledit effluent paraffinique produit par synthèse Fischer-Tropsch comprend une teneur en n-paraffines supérieure à 60% poids par rapport à la masse totale dudit effluent. Ledit effluent peut également comprendre une teneur en produits oxygénés de préférence inférieure à 10% poids, une teneur en insaturés, c'est-à-dire de préférence en produits oléfiniques, de préférence inférieure à 20% en poids et une teneur en iso-paraffines de préférence inférieure à 10% en poids par rapport à la masse totale dudit effluent. De manière très préférée, ledit effluent paraffinique comprend une teneur en n-paraffines supérieure à 70% poids et de manière encore plus préférée supérieure à 80% poids par rapport à la masse totale dudit effluent. De préférence, ledit effluent paraffinique produit par synthèse Fischer-Tropsch est exempt d'impuretés hétéroatomiques telles que, par exemple, le soufre, l'azote ou des métaux. Conformément à l'étape b) du procédé selon l'invention, au moins une partie et de préférence la totalité dudit effluent paraffinique issu de l'étape a) subit une étape d'hydrotraitement, en mélange avec une charge issue de source renouvelable, en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise entre 150 et 450°C, à une pression comprise entre 1 MPa et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 h-1 et 10 h-1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 150 et 1500 NI d'hydrogène par litre de charge. De préférence, ledit effluent paraffinique issu de l'étape a) n'est pas fractionné et de manière préférée, ne subit aucune étape de distillation ou de fractionnement avant d'etre introduit dans l'étape b) d'hydrotraitement. On entend par étape de distillation ou de fractionnement une étape permettant de séparer ledit effluent paraffinique en coupe de poids moléculaire différents. Ledit effluent paraffinique issu de l'étape a) peut éventuellement être divisé en au moins deux effluents. Au moins une partie dudit effluent paraffinique issu de l'étape a) qui n'est pas envoyé dans l'étape b) d'hydrotraitement est envoyé dans l'étape d) d'hydroisomérisation / hydrocraquage. Le rapport massique dudit effluent paraffinique produit par synthèse Fischer-Tropsch selon l'étape a) sur ladite charge issue de source renouvelable introduite dans l'étape b) d'hydrotraitement est avantageusement compris entre 0,05 et 20 et de préférence entre 0,1 et 10. Ladite charge issue de source renouvelable est avantageusement choisie parmi les huiles et graisses d'origine végétale, animale, les huiles de poissons contenant des triglycérides et/ou des acides gras et les produits issus de la conversion de la biomasse lignocellulosique contenant une teneur supérieure à 80% poids d'acides gras libres, d'esters et de glycérides ou des mélanges de telles charges. Les huiles végétales utilisées dans la présente invention peuvent être brutes ou raffinées, totalement ou en partie, et issues des végétaux choisis parmi le colza, le tournesol, le soja, le palme, le palmiste, le ricin, l'olive, la noix de coco et le jatropha, cette liste n'étant pas limitative. Les graisses animales sont avantageusement choisies parmi le lard, le suif ou les graisses composées de résidus de l'industrie alimentaire ou issus des industries de la restauration telles que par exemple les huiles de fritures usagées. Les produits issus de la conversion de la biomasse lignocellulosique sont avantageusement choisis parmi les sous produits de production de pâte à papier qui on été distillé tels que par exemple la matière grasse issue du tall-oil distillé selon la terminologie anglo-saxonne. Ladite charge ainsi définie contient des structures glycérides, esters et/ou acides gras, dont les chaînes grasses contiennent un nombre d'atomes de carbone compris entre 8 et 30. Ladite charge issue de source renouvelable peut éventuellement subir, préalablement à l'étape a) du procédé selon l'invention, une étape de pré-traitement ou pré-raffinage de façon à éliminer, par un traitement approprié, des contaminants tels que des métaux, comme les composés alcalins par exemple, les alcalino-terreux et le phosphore. Des traitements appropriés peuvent par exemple être des traitements sur des résines échangeuses d'ions, thermiques et/ou chimiques bien connus de l'homme du métier. Le catalyseur d'hydrotraitement utilisé dans l'étape b) du procédé selon l'invention est de préférence utilisé en lit fixe. De préférence, ledit catalyseur d'hydrotraitement comprend une fonction hydrodéshydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB, pris seul ou en mélange et un support choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, les silices-alumines, la magnésie, les argiles et les mélanges d'au moins deux de ces minéraux. Ledit support peut également avantageusement renfermer d'autres composés choisis parmi les oxydes de préférence choisis parmi l'oxyde de bore, la zircone, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique. Le support préféré est un support d'alumine et de manière très préférée de l'alumine 8 ou -y. Ledit catalyseur comprend des métaux du groupe VIII de préférence choisis parmi le nickel et le cobalt, pris seul ou en mélange, de préférence en association avec au moins un métal du groupe VIB de préférence choisi parmi le molybdène et le tungstène, pris seul ou en mélange. De façon préférée on utilise un catalyseur de type NiMo. La teneur en oxydes de métaux des groupes VIII et de préférence en oxyde de nickel est avantageusement comprise entre 0,5 et 10% en poids d'oxyde de nickel (NiO) et de préférence entre 1 et 5% en poids d'oxyde de nickel et la teneur en oxydes de métaux des groupes VIB et de préférence en trioxyde de molybdène est avantageusement comprise entre 1 et 30% en poids d'oxyde de molybdène (Mo03), de préférence de 5 à 25% en poids, les pourcentages étant exprimés en % poids par rapport à la masse totale du catalyseur. La teneur totale en oxydes de métaux des groupes VIB et VIII dans le catalyseur utilisé est avantageusement comprise entre 5 et 40% en poids et de manière préférée comprise entre 6 et 30% en poids par rapport à la masse totale du catalyseur. Le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique entre métal (ou métaux) du groupe VIB sur métal (ou métaux) du groupe VIII est avantageusement compris entre 20 et 1 et de manière préférée entre 10 et 2. Ledit catalyseur d'hydrotraitement utilisé dans l'étape b) du procédé selon l'invention doit être avantageusement caractérisé par un fort pouvoir hydrogénant de façon à orienter le plus possible la sélectivité de la réaction vers une hydrogénation conservant le nombre d'atomes de carbone des chaînes grasses c'est à dire la voie hydrodéoxygénation, ceci afin de maximiser le rendement en hydrocarbures entrant dans le domaine de distillation des gazoles et/ou des kérosènes. C'est pourquoi de manière préférée, on opère à une température relativement basse. Maximiser la fonction hydrogénante permet également de limiter les réactions de polymérisation et/ou de condensation conduisant à la formation de coke qui dégraderait la stabilité des performances catalytiques. Ledit catalyseur peut également avantageusement contenir un élément dopant choisi parmi le phosphore et le bore, pris seuls ou en mélange. Ledit élément dopant peut être introduit dans la matrice ou de préférence être déposé sur le support. On peut également déposer du silicium sur le support, seul ou avec le phosphore et/ou le bore et/ou le fluor. La teneur en poids d'oxyde dudit élément dopant est avantageusement inférieure à 20% et de manière préférée inférieure à 10% et elle est avantageusement d'au moins 0.001% par rapport à la masse totale du catalyseur. Lors de l'hydrotraitement les réactions subies par la charge contenant les triglycérides sont les suivantes: la réaction d'hydrogénation des insaturations des chaînes hydrocarbonées des acides gras des triglycérides et esters, les réactions de désoxygénations selon deux voies réactionnelles : a) l'hydrodéoxygénation (HDO) conduisant à la formation d'eau par consommation d'hydrogène et à la formation d'hydrocarbures de nombre de carbone (Cn) égal à celui des chaînes d'acides gras initiales, b) la décarboxylation/décarbonylation conduisant à la formation d'oxydes de carbone (monoxyde et dioxyde de carbone : CO et CO2) et à la formation d'hydrocarbures comptant un carbone en moins (Cn-1) par rapport aux chaînes d'acides gras initiales. Selon une variante préférée, on utilisera les catalyseurs tels que décrits dans la demande de brevet FR 2 943 071 décrivant des catalyseurs ayant une forte sélectivité pour les réactions d'hydrodéoxygénation. Selon une autre variante préférée, on utilisera les catalyseurs tels que décrit dans la demande de brevet EP 2 210 663 décrivant des catalyseurs supportés ou massiques comprenant une phase active constituée d'un élément sulfuré du groupe VIB, l'élément du groupe VIB étant le molybdène. De préférence, l'étape b) du procédé selon l'invention opère à une température comprise entre 180 et 350°C, de manière préférée entre 220 et 320°C, de manière encore plus préférée entre 220 et 310°C, à une pression comprise entre 1 MPa et 6 MPa et de manière encore plus préférée entre 1 MPa et 4 MPa. La charge est mise au contact du catalyseur en présence d'hydrogène. La quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge est telle que le ratio hydrogène/charge est de préférence compris entre 150 et 1500 normaux litres d'hydrogène par litre de charge et de manière encore plus préféré compris entre 150 et 1300 normaux litres d'hydrogène par litre de charge. Selon un mode de réalisation préféré, ladite étape b) d'hydrotraitement selon l'invention est avantageusement mise en oeuvre dans un réacteur comprenant au moins une zone catalytique et permettant l'injection étagée de charge comme cela est décrit dans la demande de brevet EP 2 226 375. L'effluent issu de l'étape b) d'hydrotraitement peut avantageusement être soumis à au moins une étape de séparation permettant de séparer une fraction gazeuse contenant l'hydrogène, le CO, le CO2, l'H2S, le NH3 et les gaz légers et une fraction liquide contenant les hydrocarbures paraffiniques. Ladite étape de séparation peut avantageusement être effectuée en une seule étape par un séparateur haute température haute pression opérant sans réduction de pression à une température comprise entre 145°C et 280°C. Ladite étape de séparation peut également avantageusement comprendre une séparation en deux étapes sans réduction de pression, la première séparation étant effectuée à une température comprise entre 145°C et 280°C dans un séparateur à haute température, la deuxième étant effectuée à une température comprise entre 25°C et 100°C dans un séparateur à basse température. Conformément à l'étape c) du procédé selon l'invention, l'effluent issu de l'étape d'hydrotraitement, ayant éventuellement subi une étape de séparation gaz/liquide, subit une étape d'élimination d'au moins une partie et de préférence la totalité restante de l'eau formée lors des réactions d'hydrodésoxygénation qui ont lieu lors de l'étape b) d'hydrotraitement. L'élimination plus ou moins complète de l'eau est avantageusement fonction de la tolérance à l'eau du catalyseur d'hydrocraquage/hydroisomérisation utilisé en aval. L'élimination de l'eau peut avantageusement être réalisée par toutes les méthodes et techniques connues de l'homme du métier, telles que par exemple par séchage, passage sur un desséchant, flash, extraction par solvant, distillation et décantation ou par association d'au moins deux de ces méthodes. Conformément à l'étape d) du procédé selon l'invention, l'effluent issu de l'étape c) d'élimination d'eau et ayant éventuellement subi au moins une étape de séparation, subit une étape d'hydroisomérisation/hydrocraquage en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydroisomérisation/hydrocraquage. Une partie de l'effluent paraffinique issu de l'étape a) qui n'est pas envoyé dans l'étape b) d'hydrotraitement peut éventuellement être envoyé dans l'étape d) d'hydroisomérisation/hydrocraquage. Dans le cas où ledit effluent paraffinique issu de l'étape a) qui n'est pas envoyé dans l'étape b) d'hydrotraitement est envoyé dans l'étape d) d'hydroisomérisation/hydrocraquage, ledit effluent subit avantageusement une étape de traitement, de préférence par passage sur un lit de garde. De préférence, l'étape d) d'hydroisomérisation/hydrocraquage du procédé selon l'invention opère à une température comprise entre 200 et 450°C et préférentiellement de 250°C à 450°C, de manière préférée, entre 300 à 450°C, et de manière plus préférée entre 320-420°C, à une pression comprise entre 0,2 et 15 MPa et de préférence entre 0,5 et 10 MPa et de manière préférée entre 1 et 9 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h-1 et 10 h-1 et de préférence entre 0,2 et 7 h-1, de manière très préférée entre 0,5 et 5,0 h-1 et à un ratio hydrogène/charge compris entre 100 et 2000 normaux litres d'hydrogène par litre de charge et préférentiellement entre 150 et 1500 normaux litres d'hydrogène par litre de charge. L'étape d) hydroisomérisation/hydrocraquage du procédé selon l'invention est avantageusement conduite dans des conditions telles que la conversion par passe en produits à points d'ébullition supérieurs ou égaux à 370°C en des produits ayant des points d'ébullition inférieurs à 370°C est supérieure à 60% poids, et de façon encore plus préférée d'au moins 80% de préférence supérieure à 85%. La majorité des catalyseurs utilisés actuellement en hydroisomérisation / hydrocraquage sont du type bifonctionnels associant une fonction acide à une fonction hydrogénante. La fonction acide est généralement apportée par des supports de grandes surfaces (150 à 800 m2.g-i généralement) présentant une acidité superficielle, telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les alumines phosphorées, les combinaisons d'oxydes de bore et d'aluminium, les silices alumines. La fonction hydrogénante est généralement 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 tels que chrome, molybdène et tungstène et au moins un métal du groupe VIII. Dans le cas des catalyseurs bi-fonctionnels, l'équilibre entre les deux fonctions acide et hydrogénante est le paramètre fondamental qui régit l'activité et la sélectivité du catalyseur. Une fonction acide faible et une fonction hydrogénante forte donnent des catalyseurs peu actifs et sélectifs envers l'isomérisation alors qu'une fonction acide forte et une fonction hydrogénante faible donnent des catalyseurs très actifs et sélectifs envers le craquage. Une troisième possibilité est d'utiliser une fonction acide forte et une fonction hydrogénante forte afin d'obtenir un catalyseur très actif mais également très sélectif envers l'isomérisation. Il est donc possible, en choisissant judicieusement chacune des fonctions d'ajuster le couple activité/sélectivité du catalyseur. Le catalyseur d'hydrocraquage/hydroisomérisation utilisé dans l'étape d) du procédé selon l'invention comprend de préférence au moins un métal hydro-déshydrogénant choisi dans le groupe formé par les métaux du groupe VIB et du groupe VIII de la classification périodique et au moins un solide acide de Bronsted, et éventuellement un liant. De préférence, ledit catalyseur d'hydrocraquage/hydroisomérisation comprend soit au moins un métal noble du groupe VIII choisi parmi le platine et le palladium, pris seul ou en mélange, actifs sous leur forme réduite, soit au moins un métal non noble du groupe VIII choisi parmi le nickel et le cobalt en combinaison avec au moins un métal du groupe VI choisi parmi le molybdène et le tungstène, pris seul ou en mélange, et utilisés de préférence sous leur forme sulfurée. Dans le cas où ledit catalyseur comprend au moins un métal noble du groupe VIII, la teneur en métal noble dudit catalyseur d'hydrocraquage est avantageusement comprise entre 0,01 et 5% en poids par rapport au catalyseur fini, de manière préférée entre 0,05 et 4% en poids et de manière très préférée entre 0,10 et 2% en poids. Dans le cas où ledit catalyseur comprend au moins un métal du groupe VI en combinaison avec au moins un métal non noble du groupe VIII, la teneur en métal du groupe VI dudit troisième catalyseur d'hydrocraquage, est avantageusement comprise en équivalent oxyde entre 5 et 40% en poids par rapport au catalyseur fini, de manière préférée entre 10 et 35% en poids et de manière très préférée entre 15 et 30% en poids et la teneur en métal du groupe VIII dudit catalyseur est avantageusement comprise en équivalent oxyde entre 0,5 et 10% en poids par rapport au catalyseur fini, de manière préférée entre 1 et 8% en poids et de manière très préférée entre 1,5 et 6% en poids. La fonction métallique est avantageusement introduite sur le catalyseur par toute méthode connue de l'homme du métier, comme par exemple le comalaxage, l'imprégnation à sec ou l'imprégnation par échange. De préférence, le solide acide de Bronsted est constitué par de la silice alumine ou de la zéolithe Y. Éventuellement, un liant peut avantageusement également être utilisé durant l'étape de mise en forme du support. On utilise de préférence un liant lorsque la zéolithe est employée. Ledit liant est avantageusement choisi parmi la silice (SiO2), l'alumine (A1203), les argiles, l'oxyde de titane (TiO2), l'oxyde de bore (B2O3) et la zircone (ZrO2) pris seul ou en mélange. De préférence, ledit liant est choisi parmi la silice et l'alumine et de manière encore plus préférée, ledit liant est l'alumine sous toutes ses formes connues de l'homme du métier, telle que par exemple l'alumine gamma. Un catalyseur d'hydrocraquage/hydroisomérisation préféré comporte avantageusement au moins un métal noble, ledit métal noble étant le platine et un solide acide de Bronsted de type silice alumine, sans aucun liant. La teneur en silice de la silice-alumine, exprimée en pourcentage poids, est généralement comprise entre 1 et 95%, avantageusement entre 5 et 95% et de manière préférée entre 10 et 80% et de manière encore plus préférée entre 20 et 70% et entre 22 et 45%. Cette teneur en silice est parfaitement mesurée à l'aide de la fluorescence X. Plusieurs catalyseurs préférés utilisés dans l'étape d) d'hydrocraquage/hydroisomérisation du procédé selon l'invention sont décrits ci-après. Un catalyseur d'hydrocraquage/hydroisomérisation préféré utilisé dans le procédé selon l'invention, comprend une silice-alumine particulière. De préférence, ledit catalyseur comprend (et de préférence est essentiellement constitué de) 0,05 à 10% en poids et de préférence comprise entre 0,1 et 5% poids d'au moins un métal noble du groupe VIII, de préférence choisis parmi le platine et le palladium et de manière préféré, ledit métal noble étant le platine, déposé sur un support silice-alumine, sans aucun liant, contenant une quantité de silice (SiO2) comprise entre 1 et 95%, exprimée en pourcentage poids, de préférence entre 5 et 95%, de manière préférée entre 10 et 80% et de manière très préférée entre 20 et 70% et de manière encore plus préférée entre 22 et 45%, ledit catalyseur présentant : une surface spécifique BET de 100 à 500 m2/g, de préférence comprise entre 200 m2/g et 450 m2/g et de manière très préférée entre 250 m2/g et 450 m2/g, - un diamètre moyen des mésopores compris entre 3 et 12 nm, de préférence compris entre 3 nm et 11 nm et de manière très préférée entre 4 nm et 10,5 nm, - un volume poreux des pores dont le diamètre est compris entre le diamètre moyen tel que défini précédemment diminué de 3 nm et le diamètre moyen tel que défini précédemment augmenté de 3 nm est supérieur à 40% du volume poreux total, de manière préférée compris entre 50% et 90% du volume poreux total et de manière très préférée compris entre 50% et 70% du volume poreux total, - un volume poreux total compris entre 0,4 et 1,2 ml/g, de préférence entre 0,5 et 1,0 ml/g et de manière très préférée entre 0,5 et 0,9 ml/g, - un volume des macropores, dont le diamètre est supérieur à 50 nm, et de préférence compris entre 100 nm et 1000 nm, représentant entre 5 et 60% du volume poreux total, de préférence entre 10 et 50% du volume poreux total et de manière encore plus préférée entre 10 et 40% du volume poreux total, - une teneur en composés alcalins ou alcalino-terreux inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 200 ppm poids. Le diamètre moyen des mésopores est défini comme étant le diamètre correspondant à l'annulation de la courbe dérivée du volume d'intrusion du mercure obtenue à partir de la courbe de porosité au mercure pour des diamètres de pores compris entre 2 et 50 m. Le diamètre moyen des mésopores du catalyseur est avantageusement mesuré à partir du profil de répartition poreuse obtenu à l'aide d'un porosimètre au mercure. De préférence, la dispersion du métal dudit catalyseur préféré est avantageusement comprise entre 20% et 100%, de manière préférée entre 30% et 100% et de manière très préférée entre 40 et 100%. La dispersion, représentant la fraction de métal accessible au réactif par rapport à la quantité totale de métal du catalyseur, est avantageusement mesurée, par exemple, par titrage H2/02 ou par microscopie électronique à transmission. De préférence, le coefficient de répartition du métal noble dudit catalyseur préféré est supérieur à 0,1, de préférence supérieur à 0,2 et de manière très préférée supérieur à 0,4. La répartition du métal noble représente la distribution du métal à l'intérieur du grain de catalyseur, le métal pouvant être bien ou mal dispersé. Ainsi, il est possible d'obtenir le platine mal réparti (par exemple détecté dans une couronne dont l'épaisseur est nettement inférieure au rayon du grain) mais bien dispersé c'est-à-dire que tous les atomes de platine, situés en couronne, seront accessibles aux réactifs. Le coefficient de répartition du métal noble peut être mesuré par microsonde de Castaing. Le sel de métal noble est avantageusement introduit par une des méthodes usuelles utilisées pour déposer le métal à la surface d'un solide. Une des méthodes préférées est l'imprégnation à sec qui consiste en l'introduction du sel de métal dans un volume de solution qui est égal au volume poreux de la masse de solide à imprégner. Avant l'opération de réduction, le catalyseur peut avantageusement subir une calcination comme par exemple un traitement sous air sec à une température de 300 à 750°C et de préférence à une température égale à 520°C, pendant 0,25 à 10 heures et de préférence pendant 2 heures. Un autre catalyseur d'hydrocraquage/hydroisomérisation préféré utilisé dans le procédé selon l'invention comprend comprend au moins un élément hydro-déshydrogénant choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe VIB et du groupe VIII de la classification périodique, de 0,01 à 5,5% poids d'oxyde d'un élément dopant choisi parmi le phosphore, le bore et le silicium et un support non zéolitique à base de silice - alumine contenant une quantité supérieure à 5% poids et inférieure ou égale à 95% poids de silice (Si02), ledit catalyseur présentant les caractéristiques suivantes : - un diamètre moyen mésoporeux, mesuré par porosimétrie au mercure, compris entre 2 et 14 nm, - un volume poreux total, mesuré par porosimétrie au mercure, compris entre 0,1 ml/g et 0,5 ml/g, - un volume poreux total, mesuré par porosimétrie azote, compris entre 0,1 ml/g et 0,5 ml/g, - une surface spécifique BET comprise entre 100 et 550 m2/g , - un volume poreux, mesuré par porosimétrie au mercure, compris dans les pores de diamètre supérieur à 14 nm inférieur à 0,1 ml/g , - un volume poreux, mesuré par porosimétrie au mercure, compris dans les pores de diamètre supérieur à 16 nm inférieur à 0,1 ml/g, - un volume poreux, mesuré par porosimétrie au mercure, compris dans les pores de diamètre supérieurs à 20 nm, inférieur à 0,1 ml/g, - un volume poreux, mesuré par porosimétrie au mercure, compris dans les pores de diamètre supérieurs à 50 nm inférieur à 0,1 ml/g. - un diagramme de diffraction X qui contient au moins les raies principales caractéristiques d'au moins une des alumines de transition comprise dans le groupe composé par les alumines alpha, rhô, chi, eta, gamma, kappa, thêta et delta, - une densité de remplissage tassée supérieure à 0,75 g/mI. Dans le cas ou ledit catalyseur est utilisé, il est de préférence utilisé sous forme sulfurée. La préparation du support silice alumine dudit catalyseur d'hydroisomérisation/hydrocraquage est avantageusement décrite dans le brevet FR 2 846 574. Un autre catalyseur d'hydrocraquage/hydroisomérisation préféré utilisé dans le procédé selon l'invention comprend (et de préférence est essentiellement constitué de) 0,05 à 10% en poids et de préférence 0,1 et 5% poids d'au moins un métal noble du groupe VIII, de préférence choisis parmi le platine et le palladium et de manière préféré, ledit métal noble étant le platine, déposé sur un support silice-alumine, sans aucun liant, contenant une quantité de silice (Si02) comprise entre 1 et 95%, exprimée en pourcentage poids, de préférence entre 5 et 95%, de manière préférée entre 10 et 80% et de manière très préférée entre 20 et 70% et de manière encore plus préférée entre 22 et 45%, ledit catalyseur présentant : - une surface spécifique BET de 200 à 600 m2/g et de préférence comprise entre 250 m2/g et 500 m2/g, - un diamètre moyen des mésopores compris entre 3 et 12 nm, de préférence compris entre 3 nm et 11 nm et de manière très préférée entre 4 nm et 10,5 nm, - un volume poreux des pores dont le diamètre est compris entre le diamètre moyen tel que défini précédemment diminué de 3 nm et le diamètre moyen tel que défini précédemment augmenté de 3 nm est supérieur à 60% du volume poreux total, de manière préférée supérieur à 70% du volume poreux total et de manière très préférée supérieur à 80% du volume poreux total, - un volume poreux total inférieur à 1 ml/g, de préférence compris entre 0,1 et 0,9 ml/g et de manière très préférée entre 0,2 et 0,7 ml/g, - une teneur en composés alcalins ou alcalino-terreux inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 200 ppm poids. De préférence, la dispersion dudit catalyseur préféré utilisé dans l'étape d) du procédé selon l'invention est avantageusement comprise entre 20% et 100%, de manière préférée entre 30% et 100% et de manière très préférée entre 40 et 100. De préférence, le coefficient de répartition du métal noble dudit catalyseur préféré utilisé dans l'étape d) du procédé selon l'invention est supérieur à 0,1, de préférence supérieur à 0,2 et de manière très préférée supérieur à 0,4. Ce coefficient de répartition est mesuré par microsonde de Castaing. Avantageusement, les caractéristiques associées au catalyseur correspondant sont identiques à celles de la silice alumine décrite ci-dessus. Conformément à l'étape e) du procédé selon l'invention, l'effluent issue de l'étape d) d'hydroisomérisation/hydrocraquage subit une étape de distillation dans le but de séparer au moins une fraction distillats moyens. Ladite étape de distillation intègre de préférence une distillation atmosphérique et éventuellement une distillation sous vide. Une fraction résiduelle dont le point initial d'ébullition est généralement supérieur à au moins 340°C et de préférence supérieur ou égal à au moins 370°C est également avantageusement séparée. Une fraction gaz légers C1-C4 et au moins une fraction essence (ou naphta) sont également avantageusement séparées. De préférence, la fraction résiduelle, dont le point initial d'ébullition est généralement supérieur à au moins 340°C et de préférence supérieur ou égal à au moins 370°C est recyclée dans l'étape d) d'hydroisomérisation/hydrocraquage du procédé selon l'invention. Selon un autre mode de réalisation de l'étape e) du procédé selon l'invention, ladite fraction résiduelle peut fournir d'excellentes bases pour les huiles. DESCRIPTION DES FIGURES La Figure 1 représente un schéma de procédé conforme à l'invention. Le gaz de synthèse (CO+H2) est introduit dans une unité (2) via la conduite (1) dans laquelle le procédé Fischer-Tropsch est mis en oeuvre pour produire un effluent paraffinique qui sort de l'unité via la conduite (3). Au moins une partie dudit effluent paraffinique est ensuite introduit en mélange avec une charge issue de source renouvelable via la conduite (5), en présence d'hydrogène (4) dans une zone d'hydrotraitement (18). L'effluent issu de la zone d'hydrotraitement est ensuite envoyé dans une zone (7) d'élimination d'au moins une partie de l'eau via la conduite (6). L'eau est éliminée via la conduite (8) et l'effluent issu de la zone (7) est envoyé dans une zone d'hydroisomérisation/hydrocraquage (10) en présence d'hydrogène introduit via la conduite (16). Une partie de l'effluent paraffinique issu de la zone (2) est envoyée dans via la conduite (15). L'effluent issu de la zone d'hydroisomérisation/hydrocraquage est ensuite envoyé via la conduite (10) dans une zone de distillation (17) pour séparer au une fraction essence (12), une fraction distillats moyens (13) et une fraction résidu (14). L'exemple qui suit illustre l'invention sans toutefois en limiter sa portée. EXEMPLE Exemple selon l'invention : Étape a) Un premier effluent paraffinique produit par le procédé Fischer-Tropsch à partir d'un gaz de synthèse (CO+H2), ledit gaz de synthèse étant produit à partir de gaz naturel selon la voie GTL. Les principales caractéristiques de l'effluent paraffinique issue du procédé Fischer-Tropsch à basse température sur un catalyseur au cobalt et selon les conditions décrites dans Studies in Surface Science and Catalysis, 152 (2004), Fischer Tropsch Technology, éditions Elsevier et Studies in Surface Science and Calalysis, 163 (2007), Fischer-Tropsch Synthesis, Catalyst and Catalysis, éditions Elsevier, sont regroupées dans le tableau 1. Tableau 1 : Caractéristiques de l'effluent paraffinique issue de la synthèse Fischer-Tropsch Densité à 15°C (kg/mi) 781,9 Oxygène (% poids) 0,7 Hydrogène (% poids) 15,1 Soufre (ppm poids) Ledit catalyseur supporté est préparé par imprégnation à sec des précurseurs oxydes en solution puis sulfurés in-situ, à une température de 350 °C, préalablement au test à l'aide d'une charge gazole de distillation directe additivée de 2 % en poids diméthyldisulfure (DMDS). Après sulfuration in situ dans l'unité sous pression, la charge à traiter décrite dans le tableau 2 est envoyée dans le réacteur. Afin de maintenir le catalyseur à l'état sulfure, on ajoute à la charge 50 ppm poids de soufre sous forme de DMDS. Dans les conditions de réactions, le DMDS est totalement décomposé pour former du méthane et de l'H2S. La température d'entrée dans la section d'hydrotraitement est de 200°C, et la température de l'effluent en sortie de réacteur est de 320°C. Étage c) L'effluent issu de l'étape b) d'hydrotraitement est ensuite envoyé dans un séparateur qui permet de séparer l'eau, les gaz formés et en particulier le propane, le CO et le CO2, l'H2S, le NH3 et de produire un effluent liquide dont les principales propriétés sont indiquées dans le tableau 3. Tableau 3 : Propriétés de l'effluent paraffinique en sortie d'hydrotraitement Densité à 15°C (kg/mi) 779,1 Oxygène (% poids) La poudre séchée est mise au contact d'une solution aqueuse d'acide nitrique, la quantité en acide nitrique étant de 5% en poids par rapport à la quantité de poudre et la quantité de solution aqueuse telle que la perte au feu à 550°C du gâteau obtenu soit d'environ 60% en poids. Ce gâteau est malaxé puis extrudé. Le malaxage se fait sur un malaxeur bras en Z. L'extrusion est réalisée par passage de la pâte au travers d'une filière munie d'orifices de diamètre 1,4 mm. Les extrudés ainsi obtenus sont séchés en étuve à 110°C puis calciné sous débit d'air sec (rampe de montée de 5°C/min). La température de calcination est ajustée de manière à obtenir une surface spécifique de 310 m2/g. Les extrudés de silice-alumine sont ensuite soumis à une étape d'imprégnation à sec par une solution aqueuse d'acide hexachloroplatinique H2PtC16, laissés à maturer en maturateur à eau durant 24 heures à température ambiante puis calcinés durant deux heures sous air sec en lit traversé à 500°C (rampe de montée en température de 5°C/min). La teneur pondérale en platine du catalyseur fini après calcination est de 0,70%. Les caractéristiques du catalyseur ainsi préparé sont les suivantes : - un diamètre moyen des mésopores de 6,5 nm, - un volume poreux des pores dont le diamètre est compris entre le diamètre moyen tel que défini précédemment diminué de 3 nm et le diamètre moyen tel que défini précédemment augmenté de 3 nm égal à 60% du volume poreux total, - un volume poreux total de 0,70 ml/g, - un volume des macropores, dont le diamètre est supérieur à 50 nm représente 29% du volume poreux total - une surface BET de 310 m2/g, - une teneur en sodium de 110 +- 13 ppm en poids, - une dispersion du métal noble de 85%, - un coefficient de répartition du métal noble égal à 0,92. Hydroisomérisation/hydrocraquage de l'effluent paraffinique sur le catalyseur Pt/silicealumine. L'effluent paraffinique issu de l'étape c) est envoyé dans un réacteur où on a placé 100 cm3 du catalyseur d'hydrocraquage et d'hydroisomérisation à base de Pt sur silice-alumine décrit ci dessus. L'hydroisomérisation/hydrocraquage s'effectue en mode once-through sur une unité de type lixe fixe en isotherme fonctionnant en mode upflow. Avant test, le catalyseur subit une étape de réduction dans les conditions opératoires suivantes : - débit d'hydrogène pur : 1600 normaux litres par heure et par litre de catalyseur, - montée de la température ambiante à 120°C : 10°C/min, - palier d'une heure à 120°C, - montée de 120°C à 450°C à 5°C/min, - palier de deux heures à 450°C, - pression : 0,1 MPa Après réduction, le test catalytique s'effectue dans les conditions suivantes : - pression totale de 5 MPa, - rapport hydrogène sur charge de 800 normaux litres/litre, - vitesse volumique horaire (VVH) égale à 1 h-1. La température de réaction est ajustée à 345°C de manière à obtenir un niveau de conversion de la fraction 370°C+ égal à 70% en poids. Les analyses par distillation simulée permettent d'obtenir la distribution des différentes coupes dans l'effluent hydrocraqué. Ces résultats figurent dans le tableau 4 dans lequel figure également la distribution des différentes coupes de la charge avant passage dans le réacteur d'hydroisomérisation/hydrocraquage. Tableau 4: distribution des différentes coupes de la charge et de l'effluent hydrocraqué. Effluent paraffinique issu de effluent l'étape c) hydroisomérisé/hydrocraqué issu de l'étape d) % m/m 150°C- 4,4 59 % m/m 150 - 370°C 84,7 908 %m/m de 370°C+ 10,9 3,3 L'étape d'hydroisomérisation/hydrocraquage permet d'augmenter le rendement en distillats moyens (coupe 150 - 370°C) de 84,7 à 90,8 % poids dans l'effluent final obtenu. REVENDICATIONS1. Procédé de production de distillats moyens à partir de charges issues, en tout ou partie, de sources renouvelables caractérisé en ce que ledit procédé comprend au moins les étapes suivantes : a) la production d'un premier effluent paraffinique par le procédé Fischer-Tropsch à partir d'un gaz de synthèse (CO+H2), b) l'hydrotraitement d'au moins une partie dudit premier effluent paraffinique issu de l'étape a), en mélange avec une charge issue de source renouvelable, en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydrotraitement, à une température comprise entre 150 et 450°C, à une pression comprise entre 1 MPa et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 h-1 et 10 h- 1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 150 et 1500 NI d'hydrogène par litre de charge, c) l'élimination d'au moins une partie de l'eau de l'effluent issu de l'étape b) d'hydrotraitement, d) l'hydroisomérisation/hydrocraquage de l'effluent issue de l'étape c) en présence d'hydrogène et d'un catalyseur d'hydroisomérisation/hydrocraquage, e) la distillation de l'effluent issu de l'étape d) d'hydroisomérisation/hydrocraquage pour séparer au moins une fraction distillats moyens. 2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel ledit gaz de synthèse est produit à partir de gaz naturel selon la voie GTL aussi appelée selon la terminologie anglo-saxonne gas- to-liquid. 3. Procédé selon la revendication 1 dans lequel ledit gaz de synthèse est est produit à partir d'un gaz de synthèse produit à partir de charbon selon la voie CTL aussi appelée selon la terminologie anglo-saxonne coal- to-liquid. 4. Procédé selon la revendication 1 dans lequel ledit gaz de synthèse est produit à partir d'un gaz de synthèse produit à partir de biomasse selon la voie BTL aussi appelée selon la terminologie anglo-saxonne biomass- to-liquid. 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 dans lequel ledit effluent paraffinique issu de l'étape a) ne subit aucune étape de distillation avant d'etre introduit dans l'étape b) d'hydrotraitement. 6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel le rapport massique dudit effluent paraffinique produit par synthèse Fischer-Tropsch selon l'étape a) sur ladite charge issue de source renouvelable introduite dans l'étape b) d'hydrotraitement est compris entre 0,05 et 20. 7. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 selon lequel ledit catalyseur d'hydrotraitement comprend une fonction hydro-déshydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB, pris seul ou en mélange et un support choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, les silices-alumines, la magnésie, les argiles et les mélanges d'au moins deux de ces minéraux. 8. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel ladite étape d'élimination de l'eau est réalisée par séchage, passage sur un desséchant, flash, extraction par solvant, distillation et décantation ou par association d'au moins deux de ces méthodes. 9. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel l'étape d) d'hydroisomérisation / hydrocraquage opère à une température comprise-entre 200 et 450°C, à une pression comprise entre 0,2 et 15 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h-1 et 10 h-1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 100 et 2000 normaux litres d'hydrogène par litre de charge.