FR 2957607 A1 20110923 FR 1001080 A 20100318 La présente invention concerne un procédé de conversion de charbon comportant deux étapes de liquéfaction directe successives dans des réacteurs à lit bouillonnant, suivi d'un fractionnement et d'une étape d'hydrocraquage en lit fixe. Ce procédé vise à produire des bases carburants, notamment du kérosène et du gasoil, de très bonne qualité. La liquéfaction du charbon plus connue sous le terme anglo-saxon « Coal-To-Liquids » ou « CTL » consiste en la conversion du charbon en hydrocarbures liquides comme les carburants ou des produits de la pétrochimie. La liquéfaction du charbon s'appuie sur deux voies de conception différentes : La voie dite "indirecte", basée sur un brevet BASF de 1913 et les travaux des chimistes Fischer et Tropsch en 1922, consiste, dans un premier temps, à gazéifier le charbon en gaz composé de monoxyde de carbone et d'hydrogène, appelé gaz de synthèse ou « syngas ». Ce gaz est ensuite converti en hydrocarbures liquides par le procédé Fischer-Tropsch utilisant des catalyseurs au fer. Ce procédé permet d'utiliser des charbons classiques, de type bitumineux et subbitumineux, et également des charbons peu matures comme les lignites. La voie indirecte, aussi connue sous le terme "Indirect Coal Liquefaction" ou ICL, est commercialement utilisée en Afrique du Sud. La voie dite "directe", basée sur les travaux de Bergius en 1913, consiste à faire réagir le charbon dans un solvant en présence d'hydrogène à des températures et pressions élevées pour produire des hydrocarbures liquides. Le produit de la liquéfaction directe est ensuite traité et purifié pour amener les produits aux spécifications en vigueur. Ce procédé de liquéfaction se limite souvent aux charbons de types bitumineux et subbitumineux. La voie directe, aussi connue sous le terme "Direct Coal Liquefaction" ou DCL est commercialement utilisée en Chine. Les produits obtenus par voie indirecte ou directe sont différents et chaque voie présente des avantages et désavantages. La voie indirecte permet classiquement d'obtenir du naphta paraffinique et du diesel de très haut indice de cétane avec très peu d'impuretés, car composés majoritairement de molécules paraffiniques. La voie directe produit des bases carburants de nature naphténo- aromatique avec des indices de cétane pour le diesel moins élevés que dans le cas de la voie indirecte et généralement en dessus des spécifications. Bien que la voie directe produise classiquement des produits de moins bonne qualité, elle présente l'avantage d'un meilleur rendement en naphta et diesel que la voie indirecte. En effet, les rendements obtenus atteignent classiquement 3.5 barils par tonne (bit) de matière organique du charbon (charbon sec hors cendres) pour la voie directe, et 2.5 barils par tonne pour la voie indirecte. L'objet de la présente invention est alors de proposer un procédé de conversion de charbon à haut rendement produisant des bases carburants. L'objet de la présente invention est également de proposer du gazole et du kérosène issu de ce procédé qui présentent une excellente qualité en terme d'indice de cétane ou de point de fumée respectivement. Art antérieur Dans les années 60, Hydrocarbon Research, Inc. a développé un procédé de liquéfaction directe du charbon, appelé "H-Coal single stage", qui est décrit dans les brevets US 3,519,553 et US 3,791,959. Ce procédé utilise un réacteur à lit bouillonnant avec un catalyseur d'hydroconversion. Afin d'augmenter les rendements en bases carburants, un procédé utilisant deux réacteurs à lit bouillonnant successifs a été développé par la même société 20 dans les années 70, appelé "H-Coal two stage" ou H-Coal TS®. Ainsi, le brevet US 4,874,506 décrit un procédé de liquéfaction directe du charbon en deux étapes successives utilisant des réacteurs en lit bouillonnant. Dans ce procédé, le charbon est dans un premier temps broyé et mélangé avec un solvant issu du procédé pour former une suspension qui est ensuite injectée dans le premier 25 réacteur à lit bouillonnant en présence d'un catalyseur d'hydroconversion. Ce premier réacteur opère à une température comprise entre 371 et 427°C (700 et 800 °F), une pression partielle d'hydrogène comprise entre 6.9 et 27.6 MPa (1000 et 4000 psig) et une vitesse massique horaire comprise entre 0.1 et 1.2 h"1. L'effluent partiellement hydrogéné est ensuite injecté directement dans un deuxième réacteur à 30 lit bouillonnant opérant sous des conditions opératoires plus sévères, notamment à une température comprise entre 404 et 460°C (760 et 860°F) et à une pression partielle d'hydrogène comprise entre 6.9 et 27.6 MPa (1000 et 4000 psig) et une vitesse massique horaire comprise entre 0.1 et 1.2 h"1. L'effluent du deuxième réacteur de liquéfaction subit une séparation gaz/liquide, puis une distillation. La fraction lourde est recyclée comme solvant pour la préparation de la suspension avec le charbon. La fraction légère est envoyé à une étape optionnelle d'hydrotraitement en lit fixe utilisant des catalyseurs CoMo ou NiMo sur alumine pour réduire la teneur en soufre et en azote. Le brevet US 4,400,263 de la même société décrit un procède de liquéfaction directe du charbon en une étape utilisant un seul réacteur en lit bouillonnant (T = 427-454°C (800-850°F), pression partielle d'hydrogène 13.8 à 22 MPa (2000-3200 psi). L'effluent du réacteur de liquéfaction subit une étape de séparation sans décompression et les effluents gazeux et liquides sont ensuite envoyés à une étape optionnelle d'hydrotraitement en lit fixe pour réduire la teneur en soufre et en azote. La qualité des produits obtenus n'est pas décrite. Plus récemment, la demande de brevet EP 1 783 194 de Shenhua décrit un procédé de liquéfaction directe du charbon en deux étapes successives dans des réacteurs slurry utilisant un catalyseur dispersé, c'est-à-dire avec une taille de particule de catalyseur bien inférieure à celle des catalyseurs utilisés en lit bouillonnant. Ce catalyseur traverse les réacteurs avec les charges et les produits en cours de conversion. Les conditions opératoires sont identiques dans les deux réacteurs (T = 430-465°C, pression 15-19 MPa). Après la liquéfaction et une séparation de la phase liquide, l'effluent subit une étape d'hydrotraitement en lit en suspension utilisant des catalyseurs à base de fer. Cette demande, visant une augmentation des rendements en bases carburants, ne divulgue pas de caractéristiques concernant la qualité des produits obtenus.30 Objet de l'invention L'enjeu pour le développement industriel de la liquéfaction directe du charbon est d'obtenir des bases carburants avec un rendement élevé et des qualités acceptables vis-à-vis des spécifications finales et/ou des contraintes liées aux étapes postérieures de transformation. La présente invention vise à améliorer le procédé de liquéfaction directe de charbon connu sous le nom H-Coal TS® en ajoutant, après les deux étapes de liquéfaction en lit bouillonnant, une étape d'hydrocraquage en lit fixe. Les travaux de recherche effectués par le demandeur sur la liquéfaction directe du charbon l'ont conduit à découvrir que, de façon surprenante, ce procédé de liquéfaction directe de charbon en deux étapes successives en lit bouillonnant suivi d'une étape d'hydrocraquage en lit fixe permettait d'obtenir des bases carburants, notamment du kérosène et du diesel, de très bonne qualité. Ces résultats ne sont pas obtenus dans le cas d'une étape supplémentaire d'hydrotraitement. En effet, et de manière surprenante, le gazole obtenu par ce procédé présente un excellent indice de cétane respectant les spécifications européennes et américaines, malgré une teneur très élevée en naphtènes. De même, le kérosène présente un point de fumée respectant les spécifications européennes et américaines. Ces résultats sont autant plus étonnants que les bases carburants produits par liquéfaction directe du charbon sont classiquement connues pour être d'une qualité médiocre et en dehors des spécifications liées à la combustion, à cause de leur forte teneur en naphténoaromatiques. Description détaillée La présente invention concerne un procédé de conversion de charbon en bases carburants comprenant deux étapes de liquéfaction directe de charbon en lit bouillonnant suivi d'une étape d'hydrocraquage en lit fixe et intégrant un fractionnement intermédiaire avec ou sans décompression entre la liquéfaction et l'hydrocraquage. La présente invention concerne également les produits issus de ce procédé, notamment du kérosène et du gasoil de très bonne qualité. Plus particulièrement, la présente invention concerne un procédé de conversion de charbon en bases carburants comprenant les étapes suivantes : a) préparation d'une suspension des particules de charbon dans un solvant, de préférence un solvant donneur d'hydrogène, b) liquéfaction de ladite suspension en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur contenant un catalyseur supporté en lit bouillonnant, c) liquéfaction d'une partie au moins de l'effluent obtenu dans l'étape b) en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur contenant un catalyseur supporté en lit bouillonnant et opérant à une température au moins de 10°C plus élevée que celle de l'étape b), ledit procédé étant caractérisé en ce que qu'il comprend les étapes suivantes : d) séparation de l'effluent obtenu à l'issue de l'étape c) en une fraction légère d'hydrocarbures contenant des composés bouillants à au plus 500°C et une fraction résiduelle, e) hydrocraquage en présence d'hydrogène d'une partie au moins de la fraction dite légère d'hydrocarbures obtenue à l'issue de l'étape d) dans au moins un réacteur contenant un catalyseur d'hydrocraquage en lit fixe, la conversion de la fraction 200°C+ dans l'étape d'hydrocraquage étant supérieure à 10% pds, de préférence comprises entre 20 et 100% pds, f) séparation de l'effluent obtenu à l'issue de l'étape e) en au moins une fraction liquide contenant du naphta, du kérosène et/ou du diesel et une fraction lourde. La charge La charge utilisée est du charbon, par exemple de type bitumineux ou subbitumineux. Toutefois, des lignites peuvent être aussi utilisés. La technologie du lit bouillonnant permet également d'effectuer la conversion du charbon en co-traitement avec d'autres charges difficiles à convertir dans les procédés d'hydrotraitement/hydroconversion en lit fixe. Ces charges peuvent être de nature hydrocarbonée (pétrolière), de nature non pétrolière ou de nature renouvelable. Les charges hydrocarbonées (pétrolières) concernées sont des charges telles que des résidus pétroliers, des distillats sous vide d'origine pétrolières, des pétroles bruts, des bruts synthétiques, des pétroles bruts étêtés, des huiles désasphaltées, des résines de désasphaltage, des asphaltes ou brais de désasphaltage, des dérivés de procédés de conversion du pétrole (comme par exemple : LCO, HCO, slurry de FCC, GO IourdNGO de coking, résidu de viscoréduction ou procédé thermique similaires, etc. ...), des extraits aromatiques issus des chaînes de production de bases pour lubrifiants, des sables bitumineux ou leurs dérivés, des schistes bitumineux ou leurs dérivés, ou des mélanges de telles charges. Plus généralement, on regroupera sous le terme charges hydrocarbonées des charges contenant au moins 50% pds de produit distillant au-dessus de 250°C et au moins 25% pds distillant au-dessus de 350°C. Les charges non pétrolières concernées sont des charges telles que des déchets hydrocarbonés et/ou polymères industriels comme par exemple les polymères recyclés des pneus usés, des résidus usagés de polymères provenant par exemple de véhicules automobiles recyclés, les déchets organiques ou plastiques ménagers, ou des mélanges de telles charges. Les charges contenant au moins une partie des effluents issus de synthèse Fischer Tropsch, réalisée à partir de gaz de synthèse produits par gazéification de charges de type pétrolières, non pétrolières (charbon, gaz) ou renouvelables (biomasse), peuvent également subir un co-traitement de conversion avec du charbon dans une technologie de type lit bouillonnant. Les goudrons et résidus issus de ladite gazéification peuvent aussi être utilisés comme charge de co-traitement, ceux-ci sont généralement non valorisables ou difficilement valorisables. On peut également traiter le charbon avec des charges issues de sources renouvelables comme par exemple les huiles et graisses d'origine végétale ou animale, de la biomasse lignocellulosique ou d'un ou plusieurs constituants de biomasse lignocellulosique choisi dans le groupe formé par la cellulose, l'hémicellulose et/ou la lignine, ou des mélanges de telles charges. Les huiles végétales ou animales contiennent des triglycérides et/ou des acides gras libres et/ou des esters. 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 d'algues ou de poisson sont également pertinentes. Les huiles peuvent également être produites à partir d'organismes génétiquement modifiés. Les graisses animales sont avantageusement choisies parmi le lard ou les graisses composées de résidus de l'industrie alimentaire ou issues des industries de la restauration. La matière première lignocellulosique peut être est constituée de bois ou de déchets végétaux. D'autres exemples non limitatifs de matière biomasse lignocellulosique sont les résidus d'exploitation agricole (paille...), les résidus d'exploitation forestière (produits de première éclaircie), les produits d'exploitation forestière, les cultures dédiées (taillis à courte rotation), les résidus de l'industrie agro-alimentaire, les déchets organiques ménagers, les déchets des installations de transformation du bois, les bois usagés de construction, du papier, recyclé ou non. La biomasse lignocellulosique peut aussi provenir de sous-produits de 20 l'industrie papetière comme la lignine Kraft, ou les liqueurs noires issues de la fabrication de pâte à papier. Tous produits ou mélange de produits issus de la conversion thermochimique de la biomasse ou des algues, comme par exemple le charbon de bois ou l'huile de pyrolyse de biomasse lignocellulosique, de la lignine pyrolytique (obtenue par 25 extraction de l'huile de pyrolyse) ou encore des produits de la conversion hydrothermale de la biomasse lignocellulosique en présence de forte concentration d'eau et sous forte pression d'eau en conditions subcritiques ou supercritiques de l'eau et en l'absence ou en présence de catalyseurs présentent également des charges utilisables. 30 D'autres co-charges sont les algues (micro- et macroalgues) ainsi que les boues activées issues de stations de traitement des eaux. Avant la liquéfaction, le charbon peut subir une ou plusieurs étapes de prétraitements. Le charbon subit optionnellement un prétraitement réduisant sa teneur en cendres. Avec ou sans prétraitement de réduction en centres, le charbon subit de préférence un prétraitement réduisant sa teneur en humidité, suivie d'une étape de réduction de taille des particules jusqu'à atteindre la gamme de taille convenant à la constitution de la suspension charbon/solvant pour le traitement dans le procédé de conversion. Les technologies connues pour réduire la teneur en cendres sont les lavages, les extractions, les séparations physiques et mécaniques. Les lavages et les extractions peuvent être réalisés en utilisant l'eau, des solutions aqueuses éventuellement acides ou basiques, des produits organiques éventuellement issus d'un procédé de liquéfaction ou encore des mélanges d'eau et de produits organiques. Ces lavages ou extractions sont généralement associés à des séparations physiques et/ou mécaniques exploitant la différence de flottabilité des particules de charbon et des cendres, ou encore la différence de densité entre le charbon et les cendres qui sont principalement des minéraux plus lourds que le charbon. Ces techniques peuvent nécessiter un broyage préalable et des opérations à des températures différentes au moyen de méthode de chauffage et/ou de refroidissement. Les technologies connues pour le séchage sont par exemple le four tournant, le lit mobile, le lit fluidisé, la vis sans fin chauffée, le contact avec de billes métalliques apportant la chaleur. Ces technologies peuvent éventuellement utiliser un gaz circulant à co ou contre courant comme de l'azote ou tout autre gaz inerte dans les conditions de la réaction. L'étape de séchage est réalisée à une température inférieure à 250°C, de préférence inférieure à 200°C, de préférence pendant 15 à 200 minutes. Le charbon séché est ensuite envoyé dans un broyeur qui permet d'atteindre la granulométrie souhaitée en vue de sa liquéfaction. Le broyage préalable à liquéfaction facilite le transport vers la zone réactionnelle et favorise les contacts gaz/liquide/solide. Les étapes de réduction des cendres et/ou séchage et/ou broyage peuvent être opérées en mode décentralisé près de la production du charbon et/ou en mode centralisé alimentant directement la liquéfaction. Après le prétraitement, on obtient des particules de charbon ayant une humidité de 1 à 50 %, de préférence de 1 à 35 % et encore préférentiellement de 1 à 10 %, ainsi qu'une taille de particules inférieure à 600 microns, de préférence inférieure à 150 microns. Liquéfaction Dans la présente invention, la liquéfaction du charbon est réalisée par un 10 processus catalytique d'hydroconversion dans deux réacteurs successifs de type lit bouillonnant. Le charbon, après les éventuelles étapes de prétraitements décrites ci-dessus, est mélangé avec un solvant, de préférence un solvant donneur d'hydrogène comprenant par exemple de la tétraline et/ou des molécules napthéno-aromatiques. 15 Avantageusement, le solvant comprend du distillat sous vide, de préférence du gazole sous vide (VGO). Ledit solvant est de préférence une coupe recyclée issue d'une étape de séparation effectuée après les deux étapes de liquéfaction, éventuellement complétée par la fraction lourde issue de la distillation atmosphérique après l'étape d'hydrocraquage, le dit solvant étant recyclé en amont des deux étapes 20 de liquéfaction et contient avantageusement une coupe de type gazole sous vide. Le mélange charbon/solvant est une suspension de particules de charbon dispersée dans ledit solvant, ladite suspension de fines particules solides dans un liquide est également parfois appelée "slurry" selon la terminologie anglo-saxonne. Par souci de simplification on utilisera le terme de suspension par la suite. Pour 25 constituer la suspension, la taille des particules de charbon est inférieure à 5 mm, de préférence inférieure à 1 mm, de préférence inférieure à 600 microns et encore préférentiellement inférieure à 150 microns. Le ratio massique solvant/charbon est généralement de 0,1 à 3, de préférence de 0,5 à 2. Le solvant joue un triple rôle : mise en suspension en slurry de la charge en 30 amont de la zone réactionnelle, permettant ainsi son transport vers cette dernière, puis solubilisation partielle des produits primaires de conversions et transfert d'hydrogène vers ces produits primaires pour permettre une conversion en liquide en minimisant la quantité de solides et de gaz formés dans la dite zone réactionnelle. Ce transfert d'hydrogène présente donc une source d'hydrogène supplémentaire pour l'indispensable besoin d'hydrogène dans la transformation de charbon en carburants. Avantageusement, la fraction distillat sous vide, de préférence du gazole sous vide (VGO) est recyclée en totalité ou en partie vers l'étape de préparation d'une suspension. Le fait de recycler la totalité ou une partie du VGO, issu de la distillation sous vide après les étapes de liquéfaction, comme solvant permet d'augmenter le rendement en bases carburants désirées (diesel, kérosène, naphta...). Hormis son rôle comme solvant, la partie de la coupe VGO recyclée représente également de la matière première pour les réactions d'hydrocraquage dans les deux réacteurs de liquéfaction. Une autre source de solvant pour la préparation de la suspension est une huile extraite issue d'une extraction à l'aide d'un solvant du résidu sous vide et/ou optionnellement du résidu atmosphérique, obtenu par distillation de l'effluent de la liquéfaction et/ou de l'hydrocraquage. Le solvant est de préférence un solvant aromatique et/ou naphténo-aromatique et/ou polaire et/ou paraffinique. Comme solvant aromatique on peut utiliser le toluène, des xylènes, des mélanges BTX, ou un mélange de ces solvants, le phénol, des crésols ou leurs dérivés méthylés, ou encore un solvant diaromatique comme l'alpha méthyle napthalène, mais aussi des coupes riches en aromatiques comme le LCO, le HCO, des extraits aromatiques ou des coupes GO ou GO lourd, en mélange ou non dans des proportions égales ou différentes. Il peut directement provenir du procédé ou de tout autre procédé de raffinage, comme par exemple le craquage catalytique en lit fluidisé (solvant type LCO/HCO) ou les unités d'extraction d'aromatiques des chaines de production de bases lubrifiantes. Comme solvant naphténo-aromatique on peut utiliser la tétraline, l'indane, l'indène ou un mélange de ces solvants, ainsi que des coupes GO ou GO lourd issus du procédé ou de tout autre procédé de raffinage, en mélange ou non dans des proportions égales ou différentes. Comme solvant polaire on peut utiliser le furfural, le NMP (N-méthyle-2-pyrrolidone), le sulfolane, le DMF (diméthylformamide), la quinoléine, le THF (tétrahydrofurane), ou un mélange de ces solvants dans des proportions égales ou différentes. Comme solvant paraffinique on peut utiliser le propane, le butane, le pentane, l'hexane, l'heptane, ou un mélange de ces solvants dans des proportions égales ou différentes. Une autre source de solvant pour la préparation de la suspension est la totalité ou une partie de la fraction résiduelle issue de la distillation atmosphérique après l'étape d'hydrocraquage. Bien évidemment, on peut également utiliser un mélange des différents solvants (VGO, huile extraite, résidu atmosphérique...) cités ci-dessus dans des proportions égales ou différentes. La suspension est ensuite introduite en bas du réacteur de liquéfaction contenant un lit bouillonnant fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz et contenant au moins un catalyseur supporté d'hydroconversion. L'apport d'hydrogène nécessaire au fonctionnement peut se faire par l'hydrogène d'appoint et/ou par l'hydrogène recyclé du procédé et/ou d'un autre procédé de raffinage environnant. Lors de la liquéfaction du charbon, les réactions dans le ou les réacteurs sont les suivantes: - les réactions de désoxygénation qui se décomposent en : - la réaction de décarbonylation qui représente l'ensemble des réactions permettant d'enlever un atome d'oxygène et un atome de carbone d'un groupement carboxylique en formant du monoxyde de carbone (CO), - la réaction de décarboxylation qui représente l'ensemble des réactions permettant d'enlever un groupement carboxyle d'un groupement carboxylique en formant du dioxyde de carbone (CO2), - la réaction d'hydrodésoxygénation (HDO) qui correspond aux réactions permettant d'enlever de l'oxygène de la charge et aboutissant à la formation d'eau en présence d'hydrogène, - la réaction d'hydrodésulfuration (HDS), par laquelle on désigne les réactions 30 permettant d'enlever du soufre de la charge avec production d'H2S, - la réaction d'hydrodésazotation (HDN), par laquelle on désigne les réactions permettant d'enlever l'azote de la charge avec production de NH3, - la réaction d'hydrogénation des insaturations et/ou des noyaux aromatiques (HDol, HDA), - plus généralement toutes les réactions d'hydrotraitement (HDT), - les réactions d'hydrocraquage qui conduisent à l'ouverture de cycle naphténique ou le fractionnement de paraffines en plusieurs fragments de plus faibles poids moléculaires (HCK), - les réactions de craquage thermique et de polycondensation (formation de coke) bien que ces dernières ne soient pas désirées, - des réactions de water gas shift conversion : CO + H2O -* CO2 +H2. - des réactions de méthanation : CO + 3 H2 --+ CH4 + H2O Toutes les réactions utilisant l'hydrogène peuvent être basées sur l'hydrogène moléculaire comme sur des réactions de transfert d'atomes d'hydrogène entre le solvant donneur d'hydrogène ou les produits de conversion (puisque le solvant donneur peut provenir de certaines familles de produits de conversion recyclés) et les réactifs. Le fonctionnement du réacteur catalytique à lit bouillonnant, y compris le recyclage des liquides du réacteur vers le haut au travers du lit de catalyseur agité est généralement bien connu. Les technologies à lits bouillonnants utilisent des catalyseurs supportés, généralement sous forme d'extrudés dont le diamètre est généralement de l'ordre de 1 mm ou inférieur à 1 mm, par exemple supérieure ou égale à 0.7 mm. Les catalyseurs restent à l'intérieur des réacteurs et ne sont pas évacués avec les produits. L'activité catalytique peut être maintenue constante grâce au remplacement (ajout et soutirage) en ligne du catalyseur. II n'est donc pas nécessaire d'arrêter l'unité pour changer le catalyseur usagé, ni d'augmenter les températures de réaction le long du cycle pour compenser la désactivation. De plus, le fait de travailler à des conditions opératoires constantes permet d'obtenir des rendements et des qualités de produits constants le long du cycle. Aussi, du fait que le catalyseur est maintenu en agitation par un recyclage important de liquide, la perte de charge sur le réacteur reste faible et constante, et la chaleur de réaction est rapidement moyenné sur le lit catalytique, qui est donc presque isotherme et ne nécessite pas l'injection de quenches. La mise en oeuvre de l'hydroliquéfaction en lit bouillonnant permet de s'affranchir des problèmes de contamination du catalyseur liés aux dépôts d'impuretés présentes naturellement dans le charbon. Le lit bouillonnant permet également une opération quasi isotherme ce qui représente un avantage pour des réactions fortement exothermiques telle que l'hydrocraquage. La technologie du lit bouillonnant permet également d'effectuer la conversion du charbon en co-traitement avec d'autres charges décrit ci-dessus, ces charges étant souvent considérées comme déchets. Le fait d'utiliser deux réacteurs en lit bouillonnant permet d'avoir une opérabilité améliorée au niveau de la flexibilité des conditions opératoires et du système catalytique. Les différentes possibilités du traitement des catalyseurs usagés décrites ci-dessous par régénération et/ou réjuvénation et/ou cascading permettent d'augmenter la durée de vie des catalyseurs ainsi que les durées de cycle de l'ensemble du procédé. On opère habituellement sous une pression de 15 à 25 MPa, de préférence de 16 à 20 MPa, à une température d'environ 300°C à 440°C, de préférence entre 325°C à 420°C pour le premier réacteur et entre 350°C et 470°C, de préférence entre 350 et 450°C pour le second. La vitesse massique horaire est comprise entre 0,1 à 5 h-1 et la quantité d'hydrogène mélangé à la charge (charbon et éventuellement d'autre(s) co-charge(s)) est habituellement d'environ 0.1 à 5 normaux mètres cubes (Nm3) par kg de charge, de préférence d'environ 0.1 à 3 m3/kg, et le plus souvent d'environ 0.1 à environ 2 Nm3/kg dans chaque réacteur. Après la première étape, la conversion de la charge est comprise entre 30 et 100 %, de préférence entre 50 et 99%, la conversion pouvant être définie par rapport aux insolubles au THF par exemple. La conversion du charbon sur base sèche est alors tout ce qui n'est pas insolubles au THF. La suspension est introduite dans le premier réacteur qui est maintenu à des conditions de température et de pression sélectionnées et en présence de particules d'un catalyseur d'hydroconversion. La température du réacteur dans cette première étape d'hydroconversion est moins élevée que celle de la deuxième étape d'hydroconversion. Le choix des conditions opératoires, et notamment le choix d'une température entre 300°C à 440°C, de préférence entre 325 à 420°C, permet l'hydrogénation et la liquéfaction du charbon à un niveau de conversion déjà très élevé et permet simultanément l'hydrogénation du solvant. Le niveau de température modéré limite le craquage thermique conduisant à la formation de gaz non désirés et limite la condensation des noyaux aromatiques conduisant à la formation de coke non désiré. Ceci minimise la désactivation du catalyseur et prolonge sensiblement la durée de vie effective du catalyseur. Au moins une partie de l'effluent issu de la première étape de liquéfaction est ensuite injectée dans un deuxième réacteur de liquéfaction contenant un catalyseur supporté en lit bouillonnant et fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz et contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion. L'effluent est mélangé avec de l'hydrogène supplémentaire qui peut être de l'hydrogène d'appoint et/ou de recyclage du procédé de liquéfaction et/ou d'un autre procédé de raffinage environnant. Ce réacteur, qui fonctionne de façon similaire au réacteur de l'étape b) est utilisé à une température au moins environ 10°C plus élevée que celle du réacteur de l'étape b). L'augmentation de la température dans le deuxième réacteur peut se faire par l'apport d'hydrogène chaud (frais ou recyclé). Généralement, on opère à une température d'environ 350°C à 470°C et de préférence 350°C à 450°C. La pression du réacteur de l'étape c) est de 0,1 à 1 MPa plus faible que pour le réacteur de l'étape b) pour permettre l'écoulement d'au moins une partie de l'effluent issue de l'étape b) sans qu'un pompage soit nécessaire. Le catalyseur utilisé dans l'étape c) peut être identique à celui de l'étape b). Dans le réacteur de l'étape c), la température plus élevée que celle de la première étape, est sélectionnée pour fournir une conversion catalytique et thermique plus complète du charbon non encore converti. L'hydroconversion de produits liquides issus de la première étape et la conversion thermale du charbon en liquides sont accentuées ainsi que les réactions d'hydrocraquage, d'hydrodésoxygénation, de décarboxylation, de décarbonylation, d'hydrodésulfuration et d'hydrodésazotation. Les conditions opératoires sont choisies pour minimiser la formation de gaz ou de formation de solides (généralement appelé coke). Les différentes conditions opératoires en terme de température dans les deux étapes d'hydroconversion sont sélectionnées pour pouvoir contrôler l'hydrogénation et la conversion du charbon en produits souhaités dans chaque réacteur et de convertir simultanément le charbon, le solvant recyclé et les liquides dérivés du charbon lors de l'hydroliquéfaction. Les différentes conditions opératoires permettent ainsi l'optimisation de l'utilisation de l'hydrogène. La température plus basse dans le premier réacteur de liquéfaction limite la formation de coke et les réactions de polymérisation tout en favorisant l'hydrogénation du solvant. L'hydrogénation du solvant facilite le transfert d'hydrogène entre le solvant et le charbon et/ou les produits de conversion tout au long de l'hydroconversion. La température plus élevée dans le deuxième réacteur d'hydroconversion permet de convertir le charbon non encore converti. Éventuellement, l'effluent obtenu à l'issue de la première étape de liquéfaction est soumis à une séparation de la fraction légère et au moins une partie, de préférence la totalité, de l'effluent résiduel est traitée dans la deuxième étape d'hydroconversion. Cette séparation est avantageusement faite dans un séparateur inter-étage. La fraction légère contient très majoritairement les composés bouillant au plus à 300°C, voire au plus à 450°C. Cette séparation évite le surcraquage de la fraction légère dans l'étape c). Elle permet aussi de réduire l'investissement économique sur le réacteur de l'étape c) (moins de charge à traiter, moins de catalyseur ...) ou d'amener une charge externe sur le réacteur de l'étape c) ou d'augmenter le temps de séjour dans le réacteur de l'étape c). L'hydrogène de la fraction légère ainsi séparée peut être recyclé dans le procédé après purification. De manière à améliorer la séparation de la fraction légère, le produit de fond du séparateur inter-étage contenant majoritairement la fraction lourde et éventuellement une partie de la fraction légère, peut être traité dans une étape de distillation sous vide ou d'extraction liquide/liquide ou de strippage haute pression avec de l'hydrogène par exemple. Bien que la liquéfaction en deux étapes de liquéfaction produise des rendements en bases carburant élevés, un troisième réacteur de liquéfaction en lit bouillonnant opérant à une température plus élevée que celle du deuxième réacteur peut être envisagé pour certaines charges de charbon ou de mélange charbon/co- charge. Dans ce cas, la température du troisième réacteur est au moins 10°C plus élevée que celle du deuxième réacteur. La possibilité d'une séparation inter-étage des gaz effluents s'applique de la même manière en amont de ce troisième réacteur. Les catalyseurs utilisés pour la liquéfaction du charbon sont de préférence des catalyseurs connus pour l'hydroconversion des résidus de l'industrie du pétrole. On entend par hydroconversion des réactions d'hydrotraitement et/ou d'hydrocraquage. Dans les deux étapes d'hydroliquéfaction, on peut utiliser tout catalyseur classique d'hydrotraitement et/ou hydroconversion de charges de haut poids moléculaires, notamment un catalyseur granulaire comprenant, sur un support, au moins un métal ou composé de métal ayant une fonction hydrodéshydrogénante. Ce catalyseur est avantageusement un catalyseur comprenant au moins un métal du groupe VIII, choisi généralement dans le groupe formé par le nickel et/ou le cobalt, optionnellement au moins un métal du groupe VIB, de préférence du molybdène et/ou du tungstène. On emploiera par exemple un catalyseur comprenant de 0,5 à 10 % en poids de nickel et de préférence de 1 à 5 % en poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel NiO) et de 1 à 30 % en poids de molybdène, de préférence de 5 à 20 % en poids de molybdène (exprimé en oxyde de molybdène MoO3) sur un support minéral. Ce support sera, par exemple, 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. Avantageusement, ce support renferme d'autres composés dopants, notamment des oxydes choisis dans le groupe formé par l'oxyde de bore, la zircone, la cérine, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique et un mélange de ces oxydes. On utilise le plus souvent un support d'alumine et très souvent un support d'alumine dopée avec du phosphore et éventuellement du bore. La concentration en anhydride phosphorique P2O5 est habituellement comprise entre 0 ou 0.1 % et environ 10% poids. La concentration en trioxyde de bore B2O3 est habituellement comprise entre 0 ou 0.1 % et environ 10 % en poids. L'alumine utilisée est habituellement une alumine y ou ri. Ce catalyseur est le plus souvent sous forme d'extrudés. La teneur totale en oxydes de métaux des groupes VIB et VIII est souvent d'environ 5 à environ 40 % en poids et en général d'environ 7 à 30 % en poids et le rapport pondéral exprimé en oxyde métallique entre métal (ou métaux) du groupe VIB sur métal (ou métaux) du groupe VIII est en général d'environ 20 à environ 1 et le plus souvent d'environ 10 à environ 2. Les catalyseurs des étapes de liquéfaction de la présente invention peuvent être identiques ou différents dans les réacteurs. De préférence, les catalyseurs 5 utilisés sont à base de cobalt-molybdène ou de nickel-molybdène sur alumine. Préalablement à l'injection de la charge, les catalyseurs utilisés dans le procédé selon la présente invention sont de préférence soumis à un traitement de sulfuration permettant de transformer, au moins en partie, les espèces métalliques en sulfure avant leur mise en contact avec la charge à traiter. Ce traitement 10 d'activation par sulfuration est bien connu de l'Homme du métier et peut être effectué par toute méthode déjà décrite dans la littérature soit in-situ, c'est-à-dire dans le réacteur, soit ex-situ. Chacun des réacteurs à lit bouillonnant comporte au moins un moyen de soutirage du catalyseur hors dudit réacteur situé à proximité du bas du réacteur et au 15 moins un moyen d'appoint de catalyseur frais dans ledit réacteur situé à proximité du sommet dudit réacteur. L'appoint de catalyseur frais et le soutirage de catalyseur peut éventuellement être réalisé par la même tubulure du moment que ces deux actions ne soient pas simultanées. Le catalyseur usagé est en partie remplacé par du catalyseur frais (neuf ou 20 régénéré) par soutirage en bas du réacteur et introduction en haut du réacteur de catalyseur frais à intervalle de temps régulier c'est-à-dire par exemple par bouffée ou de façon quasi continue. On peut par exemple introduire du catalyseur frais tous les jours. Le taux de remplacement du catalyseur usagé par du catalyseur frais peut être par exemple d'environ 0,05 kilogramme à environ 10 kilogrammes par tonne de 25 charge. Ce soutirage et ce remplacement sont effectués à l'aide de dispositifs permettant le fonctionnement continu de cette étape d'hydroconversion. L'unité comporte habituellement une pompe de recirculation par réacteur permettant. le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie du liquide soutiré dans la partie supérieure du réacteur et réinjecté en bas du 30 réacteur. Il est également possible d'envoyer le catalyseur usagé soutiré du réacteur dans une zone de régénération dans laquelle on élimine le carbone et le soufre qu'il renferme, puis de renvoyer ce catalyseur régénéré à la première ou à la deuxième ou encore à la troisième étape d'hydroconversion, éventuellement en complément avec du catalyseur frais. Il est également possible d'envoyer le catalyseur usagé soutiré du réacteur dans une zone de réjuvénation dans laquelle on élimine au moins une partie des métaux déposés, avant de régénérer le catalyseur en éliminant le carbone et le soufre qu'il renferme, puis de renvoyer ce catalyseur réjuvéné et régénéré à la première ou à la deuxième ou encore à la troisième étape d'hydroconversion éventuellement en complément avec du catalyseur frais. L'étape de régénération ou de réjuvénation peut éventuellement être précédée d'une étape de stripage permettant l'élimination d'au moins une partie des hydrocarbures soutirés avec le catalyseur. L'étape de régénération peut éventuellement être suivie d'une sulfuration avant d'être renvoyé à la première, à la deuxième ou à la troisième étape d'hydroconversion. Il est également possible de transférer en totalité ou en partie le catalyseur usagé soutiré du réacteur de l'étape b), opérant à plus basse température, directement au réacteur de l'étape c), opérant à température plus élevée ou de transférer en totalité ou en partie le catalyseur usagé soutiré du réacteur de l'étape c) directement au réacteur de l'étape b). Il a été constaté en absence de co-traitement que le catalyseur se désactive moins dans le réacteur opérant à température plus basse que dans le réacteur opérant à température plus élevée, apparemment en raison des températures de fonctionnement plus faibles. Toutefois, dans le cas d'un co-traitement particulier où, la ou les charges ajoutée(s) à l'étape b) en plus de la charge de type charbon introduite à l'étape b), peuvent induire une désactivation plus rapide du catalyseur à l'étape b) travaillant à plus basse température, un transfert en totalité ou en partie du catalyseur usagé soutiré du réacteur de l'étape c), opérant à plus haute température, peut être effectué directement au réacteur de l'étape b). Ce système de cascade du catalyseur permet une durée de vie prolongée du catalyseur. Ce principe est extrapolable au cas de trois réacteurs utilisés en série. L'utilisation de ce principe de cascade de catalyseur permet une meilleure hydrogénation et liquéfaction du charbon par tonne de catalyseur frais utilisé ou encore une baisse de la quantité de catalyseur frais nécessaire pour chaque tonne de charbon. Dans le cas du cascading, le catalyseur du premier et du deuxième réacteur, voire du troisième réacteur, est identique. Les étapes de stripage et/ou réjuvénation et/ou régénération et/ou sulfuration du catalyseur soutiré peuvent éventuellement être intégrées à la mise en oeuvre du cascading de catalyseur entre deux réacteurs d'hydroconversion. Séparation intermédiaire avec ou sans décompression L'effluent obtenu à l'issue de la deuxième étape de liquéfaction subit au moins une étape de séparation d) éventuellement complétée par d'autres étapes de 10 séparation supplémentaires selon différents modes de réalisation. La séparation après les étapes de liquéfaction est effectuée généralement de la façon suivante. L'effluent obtenu à l'issue de l'étape c) est séparé (généralement dans un séparateur Haute Pression Haute Température HPHT) en une fraction dite légère qui contient très majoritairement (au moins 90% vol.) les composés bouillant à 15 au plus 200°C, ou au plus 300°C, ou au plus 500°C; ils correspondent majoritairement aux composés présents dans les gaz, le naphta, le kérosène, le diesel. L'autre fraction est appelée fraction résiduelle. On indique que la coupe contient très majoritairement ces composés, car la séparation n'est pas faite selon un point de coupe précis, elle s'apparente plutôt à un flash. S'il fallait parler en termes 20 de point de coupe, on pourrait dire qu'il se situe entre 100 et 300°C ou 200 et 450°C. Selon un premier mode de réalisation, l'effluent issu de la deuxième étape de liquéfaction subit une étape de séparation avec décompression, c'est-à-dire avec décompression entre la liquéfaction et l'hydrocraquage. Cette configuration peut être qualifiée de schéma non intégré. La fraction dite légère issue de l'étape de 25 séparation d) subit des étapes de séparation supplémentaires avec décompression avant que la fraction distillat atmosphérique issue des ces étapes soie envoyé à l'hydrocraquage. Selon un deuxième mode de réalisation, l'effluent issu de la deuxième étape de liquéfaction subit une étape de séparation sans décompression, c'est-à-dire sans 30 décompression entre la liquéfaction et l'hydrocraquage. Cette configuration peut être qualifiée de schéma intégré. La fraction dite légère issue de l'étape de séparation d) est alors envoyé directement dans l'hydrocraquage. Séparation intermédiaire avec décompression (schéma non intégré) Selon le mode de réalisation du schéma non intégré, l'étape de séparation permet de séparer une phase gazeuse, au moins une fraction légère d'hydrocarbures liquides de type naphta, kérosène et/ou diesel, une fraction gazole sous vide, une fraction résidu sous vide et une fraction solide qui peut être dans le résidu sous vide. L'étape de séparation peut avantageusement être mise en oeuvre par toute méthode connue de l'homme du métier telle que par exemple la combinaison d'un ou plusieurs séparateurs haute et/ou basse pression, et/ou d'étapes de distillation et/ou de strippage haute et/ou basse pression, et/ou d'étapes d'extraction liquide/liquide, et/ou des étapes de séparation solide/liquide et/ou d'étapes de centrifugations. De manière préférée, la séparation est effectuée dans une section de fractionnement qui comprend un séparateur haute pression haute température (HPHT), et éventuellement un séparateur haute pression basse température (HPBT), et/ou une distillation atmosphérique et/ou une distillation sous vide et/ou une extraction par solvant. De préférence, la fraction dite légère obtenue à l'issue de la séparation de l'étape d), de préférence effectuée par un séparateur HPHT, est fractionnée par distillation atmosphérique en une fraction distillat atmosphérique et une fraction résidu atmosphérique. La fraction résidu atmosphérique peut être fractionnée par distillation sous vide en une fraction distillat sous vide contenant du gazole sous vide et une fraction résidu sous vide. La fraction résidu atmosphérique et/ou la fraction résidu sous vide peuvent être soumises à une extraction par solvant pour obtenir une huile extraite et une fraction non soluble. Ladite fraction distillat sous vide contenant le gazole sous vide et/ou l'huile extraite est (sont) recyclées en partie ou en totalité comme solvant dans l'étape a) et ladite fraction distillat atmosphérique est envoyée à l'étape d'hydrocraquage, éventuellement en mélange avec d'autres co-charges. Avantageusement, l'effluent issu de l'étape de liquéfaction selon l'invention subit d'abord une étape de séparation gaz/liquide. De préférence, l'effluent du deuxième réacteur de liquéfaction est séparé dans un séparateur haute pression haute température (HPHT) à partir duquel on récupère une phase vapeur dite fraction légère et une phase liquide dite fraction résiduelle. La phase vapeur peut être envoyée à un séparateur haute pression basse température (HPBT) via un équipement d'échange thermique à partir duquel on récupère une phase vapeur contenant les gaz (H2, H2S, NH3, H2O, CO2, CO, hydrocarbures C1-C4, ...) et une phase liquide. Le séparateur haute pression basse température (HPBT) peut également traiter la phase vapeur issue du séparateur inter-étage (ISS), via un équipement d'échange thermique qui peut être commun à celui traitant la phase vapeur issue du séparateur HPHT. La phase liquide du séparateur haute pression basse température (HPBT) est avantageusement détendue dans un ou deux séparateurs basse pression basse température (BPBT) de manière à être au moins partiellement dégazée. Une étape de détente intermédiaire dans un séparateur moyenne pression basse température (MPBT) peut également être envisagée. De manière alternative, la ou les fraction(s) issue(s) du ou des séparateur(s) HPHT et/ou HPBT et/ou MPBT et/ou BPBT peuvent être traitées dans des étapes d'extraction liquide/solide et/ou liquide/liquide et/ou précipitation et/ou de séparation liquide/solide. Les gaz extraits du séparateur HPBT subissent un traitement de purification pour récupérer l'hydrogène et le recycler vers les réacteurs de liquéfaction. On peut également ajouter la phase gazeuse provenant du séparateur inter-étage. Les phases liquides provenant des séparateurs HPHT, HPBT et éventuellement MPBT et BPBT, sont avantageusement envoyées vers le système de fractionnement. Le système de fractionnement comprend un système de distillation atmosphérique suivi éventuellement d'un système de distillation sous vide, d'une extraction au solvant, d'une filtration et/ou d'une centrifugation. De préférence, le système de fractionnement comprend un système de distillation atmosphérique suivi d'un système de distillation sous vide pour produire un effluent gazeux, une fraction distillat atmosphérique et contenant notamment du naphta, du kérosène et du diesel, une fraction distillat sous vide et contenant du gazole sous vide (VGO) et une fraction résidu sous vide (VR). La fraction dite légère issue de la distillation atmosphérique et contenant notamment du naphta, du kérosène et du diesel, éventuellement complétée avec une partie de la fraction lourde VGO et/ou d'autres co-charges, sont envoyées au réacteur d'hydrocraquage après chauffage et mélange avec de l'hydrogène supplémentaire. Comme co-charge on peut utiliser des distillats sous vide d'origine pétrolières, des huiles désasphaltées, des résines de désasphaltage, des dérivés de procédés de conversion du pétrole (comme par exemple : LCO, HCO, GO lourd/VGO de coking, etc. ...), des extraits aromatiques issus des chaînes de production de bases pour lubrifiants, ou des mélanges de telles charges, des effluents issus de synthèse Fischer Tropsch, réalisée à partir de gaz de synthèse produits par gazéification de charges de type pétrolières, non pétrolières (charbon, gaz) ou renouvelables (biomasse), les huiles et graisses d'origine végétale (par exemple colza, tournesol, soja, palme, palmiste, olive, noix de coco, jatropha...) ou animale (comme par exemple le lard ou les graisses composées de résidus de l'industrie alimentaire ou issues des industries de la restauration), les huiles d'algues ou de poisson, ou encore tous produits ou mélange de produits, bruts ou prétraités, issus de la conversion thermochimique de la biomasse, comme par exemple l'huile de pyrolyse de biomasse lignocellulosique, de la lignine pyrolytique (obtenue par extraction de l'huile de pyrolyse) ou encore des produits de la conversion hydrothermale de la biomasse lignocellulosique en présence de forte concentration d'eau et sous forte pression d'eau en conditions subcritiques ou supercritiques de l'eau et en l'absence ou en présence de catalyseurs. La totalité ou une partie de la fraction lourde d'hydrocarbures gazole sous vide (VGO) peut être recyclée en amont de la liquéfaction pour former la suspension avec le charbon prétraité. Le recyclage de cette phase permet une augmentation de la conversion en bases carburants du charbon. Le recyclage de cette phase, agissant en tant que solvant donneur d'hydrogène, permet également de fournir une partie de l'hydrogène nécessaire à l'hydroliquéfaction. Une partie de la fraction lourde gazole sous vide (VGO) peut également être mélangé avec la fraction légère issue de la distillation atmosphérique (et contenant notamment du naphta, du kérosène et du diesel) pour son traitement ultérieur dans le réacteur d'hydrocraquage. La coupe riche en VGO peut également servir de base pour les fiouls lourds ou les fiouls de soute ou être envoyée à d'autres unités de raffinages, tels que des unités d'hydrocraquage ou de craquage catalytique. La coupe riche en VGO peut également être gazéifiée en vue de produire de l'hydrogène. Pour le résidu de la distillation sous vide (VR), le point de coupe est généralement choisi de manière à ce que le point d'ébullition initial de la fraction lourde soit d'environ 450°C à environ 550°C. Cette fraction lourde est un solide pouvant être brûlé par la suite ou pouvant alimenter une unité de gazéification pour produire de l'hydrogène et de l'énergie. L'hydrogène ainsi produit peut être introduit dans le procédé d'hydroliquéfaction. La fraction résidu sous vide (VR) soutirée en fond de la distillation sous vide et/ou récupérée lors d'une extraction solide/liquide et/ou liquide/liquide et/ou précipitation et/ou de séparation liquide/solide et/ou de centrifugation peut être constituée de charge(s) non convertie(s), de solides produits par réactions non désirées comme le coke, de solides inorganiques présents comme impuretés ou provenant de fines produites par attrition du catalyseur. Ces solides peuvent être retraités, stockés en décharge ou valorisés en subissant différents traitements chimiques et/ou thermiques tels que la gazéification en vue de produire de l'hydrogène ou l'incinération. Ils peuvent aussi servir de combustibles solides, par exemple en four de cimenterie ou pour fournir de l'énergie sur site. La fraction résidu sous vide (VR) et éventuellement la fraction résidu atmosphérique peuvent subir une étape d'extraction par un solvant de type aromatique, naphthéno-aromatique, polaire et/ou paraffinique tel que décrit dans la partie liquéfaction. L'huile ainsi extraite peut servir comme solvant de recyclage pour la préparation de la suspension avec le charbon. II est important de souligner que la liquéfaction du charbon, quelle soit directe ou indirecte, est avant tout un problème de teneur en hydrogène. La composition du charbon, pauvre en hydrogène, ne permet pas d'obtenir des bases carburants sans un apport massif en hydrogène; l'hydrogène nécessaire à la réaction est généralement fourni à partir de gaz naturel par vaporeformage. Les enjeux économiques de la liquéfaction du charbon sont donc considérables. Le coût d'une unité industrielle est de plusieurs milliards d'euros. La réduction des investissements, notamment en jouant sur l'optimisation la gestion d'hydrogène est l'un des principaux axes de progrès dans cette filière. La présente invention vise à produire des excellents produits tout en optimisant la gestion d'hydrogène et la pression opératoire des unités de liquéfaction et d'hydrocraquage. En effet, selon les conditions opératoires, la charge à traiter et les produits souhaités, différentes possibilités d'injection et de recyclage d'hydrogène sont envisageables. Ces différents modes de réalisation sont envisageables grâce à l'étape de séparation avec décompression intermédiaire (schéma non intégré) entre la liquéfaction et l'hydrocraquage. Cette étape de séparation permet de disposer de deux circuits d'hydrogène indépendants, un relié à la liquéfaction, l'autre à l'hydrocraquage, et qui, selon le besoin, peuvent être reliés l'un à l'autre. Le fait de pouvoir relier les deux circuits d'hydrogène permet une optimisation de la gestion d'hydrogène et de limiter les investissements en terme de compresseurs et/ou unités de purification des effluents gazeux. Les différentes modes de réalisation de la gestion d'hydrogène sont ainsi : • Option A : L'apport d'hydrogène se fait en employant deux circuits d'hydrogène indépendants. • Option B : L'apport d'hydrogène d'appoint se fait dans l'étape d'hydrocraquage, la pression dans l'étape d'hydrocraquage étant supérieure à la pression dans les étapes de liquéfaction, l'hydrogène 25 recyclé de l'étape d'hydrocraquage étant recyclé dans les étapes de liquéfaction. • Option C: : L'apport d'hydrogène d'appoint se fait dans l'étape d'hydrocraquage, la pression dans l'étape d'hydrocraquage étant équivalente à la pression dans les étapes de liquéfaction, l'hydrogène 30 recyclé de l'étape d'hydrocraquage étant recyclé dans les étapes de liquéfaction. • Option D: L'apport d'hydrogène d'appoint se fait dans l'étape d'hydrocraquage, éventuellement complété par un apport d'hydrogène d'appoint dans les étapes de liquéfaction, la pression dans l'étape d'hydrocraquage étant inférieure à la pression dans les étapes de liquéfaction, l'hydrogène recyclé de l'étape d'hydrocraquage étant recyclé dans les étapes de liquéfaction Dans la présente invention, on parle d'« hydrogène d'appoint » par opposition à l'hydrogène recyclé. La pureté de l'hydrogène est généralement comprise entre 84 et 100% et de préférence entre 95 et 100%. Selon l'option A, la gestion de l'hydrogène se base sur deux cycles indépendants: l'hydrogène d'appoint est injecté séparément dans les deux types d'unités (liquéfaction et hydrocraquage) et après son passage dans les réacteurs, l'hydrogène contenu dans l'effluent gazeux de la liquéfaction ou de l'hydrocraquage est recyclé dans deux circuits indépendants incluant chacun une unité de purification d'hydrogène et un compresseur. Sur chaque type d'unité (liquéfaction et hydrocraquage) les conditions opératoires peuvent être ajustées pratiquement séparément, ce qui permet une grande flexibilité d'opérabilité. Selon les modes de réalisations B, C et D, les deux circuits d'hydrogène sont interconnectés par un seul système de recyclage. L'injection d'hydrogène d'appoint se fait généralement à l'unité d'hydrocraquage. L'hydrogène circule à travers le réacteur d'hydrocraquage, puis à travers du ou des réacteurs de liquéfaction. Un seul système de recyclage commun avec, selon la différence de pression dans les unités, une ou deux unités de purification d'hydrogène et/ou un ou deux compresseurs relient les deux unités de liquéfaction et d'hydrocraquage. Ce type d'injection d'hydrogène nécessite la gestion commune des pressions opératoires des deux unités afin de s'assurer que les deux unités ont la quantité et pression d'hydrogène adaptées pour les réactions souhaitées. D'une manière générale, l'étape d'hydrocraquage selon l'invention peut avantageusement se faire en un seul ou plusieurs lits catalytiques en lit fixe, dans un ou plusieurs réacteurs. Par souci de simplification le terme "réacteur d'hydrocraquage" implique aussi la possibilité d'en avoir plusieurs. Selon option B, l'intégralité de l'hydrogène d'appoint est injectée vers le réacteur d'hydrocraquage, la pression dans le réacteur d'hydrocraquage étant supérieure à la pression dans les réacteurs de liquéfaction. Après son passage dans le réacteur d'hydrocraquage, l'hydrogène est optionnellement purifié dans une première unité de purification, puis injecté directement, c'est à dire sans compression supplémentaire, et après être éventuellement réchauffé, dans les deux réacteurs de liquéfaction. L'hydrogène sortant des réacteurs de liquéfaction est purifié dans une deuxième unité de purification, compressé et recyclé dans les réacteurs de liquéfaction. Les réacteurs de liquéfaction sont alors entièrement alimentés par de l'hydrogène recyclé, provenant soit de l'hydrocraquage soit de la liquéfaction. Ce procédé permet de travailler à plus forte pression partielle d'hydrogène dans l'étape d'hydrocraquage sans augmenter la pression des unités de liquéfaction. De plus, la pressurisation de l'hydrogène sortant de l'hydrocraquage n'est pas nécessaire grâce à la pression supérieure dans cette unité. Par rapport au procédé avec deux circuits indépendants (option A), ce procédé présent l'avantage de nécessiter un seul compresseur au lieu de deux. Selon l'option C, l'intégralité de l'hydrogène d'appoint est injectée au réacteur d'hydrocraquage, la pression dans le réacteur d'hydrocraquage étant équivalente à la pression des réacteurs de liquéfaction. Après son passage dans le réacteur d'hydrocraquage, l'hydrogène est amené directement dans l'unique unité de purification purifiant l'hydrogène recyclé provenant des réacteurs de liquéfaction et de l'unité d'hydrocraquage. L'hydrogène est ensuite compressé, puis injecté, après être éventuellement réchauffé, dans les deux réacteurs de liquéfaction. L'hydrogène sortant des réacteurs de liquéfaction est purifié dans l'unité de purification purifiant également l'hydrogène provenant de l'hydrocraquage, puis recyclé dans les réacteurs de liquéfaction. Les réacteurs de liquéfaction sont alors entièrement alimentés par de l'hydrogène recyclé, provenant de l'hydrocraquage et de la liquéfaction. Ce procédé présente l'avantage de nécessiter un seul compresseur et une seule unité de purification communs. Selon l'option D, l'hydrogène d'appoint est injecté au réacteur d'hydrocraquage, la pression dans le réacteur étant inférieure à la pression des réacteurs de liquéfaction. Après son passage dans le réacteur d'hydrocraquage, l'hydrogène est optionnellement amené dans une première unité de purification. L'hydrogène est ensuite compressé dans un premier compresseur, puis injecté, après être éventuellement réchauffé, dans les deux réacteurs de liquéfaction. Si besoin, un apport supplémentaire d'hydrogène peut se faire dans les deux réacteurs de liquéfaction. L'hydrogène sortant des réacteurs de liquéfaction est purifié dans une deuxième unité de purification, pressurisé dans un deuxième compresseur (ou dans le premier compresseur à un niveau de compression différent) et recyclé dans les réacteurs de liquéfaction. Par rapport à l'option A, l'hydrogène sortant de l'hydrocraquage n'est pas recyclé dans le réacteur d'hydrocraquage, mais est entièrement recyclé dans les réacteurs de liquéfaction qui nécessitent une plus forte pression. Ainsi, la gestion d'hydrogène est optimisée. Séparation intermédiaire sans décompression (schéma intégré) Selon le mode de réalisation du schéma non intégré incluant une séparation intermédiaire sans décompression entre la liquéfaction et l'hydrocraquage, l'effluent issu de l'étape de liquéfaction selon l'invention subit d'abord une étape de séparation sans décompression, de préférence dans un séparateur haute pression haute température (HPHT), à partir duquel on récupère une fraction dite légère contenant très majoritairement (au moins 90% vol.) des composés bouillant à au plus 200°C, ou au plus 300°C, ou au plus 500°C; ils correspondent majoritairement aux composés présents dans les gaz, le naphta, le kérosène, le diesel. L'autre fraction est appelée fraction résiduelle. On indique que la coupe contient très majoritairement ces composés, car la séparation n'est pas faite selon un point de coupe précis, elle s'apparente plutôt à un flash. S'il fallait parler en termes de point de coupe, on pourrait dire qu'il se situe entre 100 et 300°C ou 200 et 450°C. La dite fraction légère est directement envoyés vers l'unité d'hydrocraquage sans décompression intermédiaire. La fraction résiduelle, après refroidissement, est distillée sous vide et/ou extraite avec un solvant pour obtenir un distillat sous vide contenant un gazole sous vide et/ou une huile extraite, tout ou au moins une partie dudit gazole sous vide et/ou de ladite l'huile extraite étant recyclé comme solvant dans l'étape a) et/ou optionnellement envoyé vers l'hydrocraquage, en mélange avec la fraction dite légère. Les solvants utilisables pour l'étape de l'extraction sont les solvants de type aromatique, naphthéno-aromatique, polaire et/ou paraffinique tels que décrit dans la partie liquéfaction. La séparation selon le schéma intégré permet une meilleure intégration thermique et se traduit par une économie d'énergie et d'équipement. De même, le schéma présente des avantages technico-économiques étant donné que les flux à haute pression ne nécessiteront pas d'augmentation de pression en vue de leur hydrocraquage ultérieure. Ce mode de réalisation permet aussi par son fractionnement intermédiaire simplifié de réduire la consommation d'utilités et donc le coût d'investissements. Hydrocraquage La fraction légère issue de la distillation atmosphérique selon le schéma non intégré ou issue du séparateur HPHT selon le schéma intégré et contenant notamment du naphta, du kérosène et du diesel, éventuellement complétée avec une partie de la fraction lourde VGO et/ou une autre co-charge, est envoyée au réacteur d'hydrocraquage en lit fixe, après chauffage et mélange avec de l'hydrogène supplémentaire. L'étape d'hydrocraquage selon l'invention opère en présence d'hydrogène et d'un catalyseur à une température supérieure à 200°C, de préférence comprise entre 250 et 480°C, de manière préférée entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre 330 et 435°C, sous une pression supérieure à 1 MPa, de préférence entre 2 et 25 MPa, de manière préférée entre 3 et 20 MPa, à la vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 20 h"1, de préférence 0,1 et 6 h"', de manière préférée entre 0,2 et 3 h-1, et la quantité d'hydrogène introduite est telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures est compris entre 80 et 5000 Nm3/m3 et le plus souvent entre 100 et 3000 Nm3/m3. Ces conditions opératoires utilisées dans le procédé 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 10% pds et de manière encore plus préférée comprises entre 20 et 100% pds. Par hydrocraquage, on entend des réactions d'hydrocraquage accompagnées de réactions d'hydrotraitement (hydrodésazotation, hydrodésulfuration), d'hydroiso- mérisation, d'hydrogénation des aromatiques et d'ouverture des cycles naphténiques. Le procédé d'hydrocraquage comporte généralement une première étape d' hydroraffinage pour réduire la teneur en hétéroatomes avant l'hydrocraquage. Les catalyseurs d'hydroraffinage classiques contiennent au moins un support oxyde réfractaire amorphe (alumine le plus souvent) et au moins un élément hydrodéshydrogénant (généralement au moins un élément des groupes VIB et VIII non noble, et le plus souvent au moins un élément du groupe VIB et au moins un élément du groupe VIII non noble). De préférence, le catalyseur d'hydroraffinage est un catalyseur comprenant éventuellement un élément dopant choisi parmi le phosphore, le bore et le silicium. Dans l'hydroraffinage, la charge est mise en contact, en présence d'hydrogène, avec au moins un catalyseur tel que décrit précédemment, à une température comprise entre 330 et 450°C, de préférence 360 et 420°C, sous une pression comprise en 5 et 25 MPa, de préférence inférieure à 20 MPa, la vitesse spatiale étant comprise entre 0,1 et 6 h-1, de préférence entre 0,2 et 3 h"1, et la quantité d'hydrogène introduite est telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures (ratio H2/HC) soit compris entre 100 et 2000 Nm3/m3 de charge. L'étape d'hydrocraquage selon l'invention peut avantageusement se faire en un seul ou plusieurs lits catalytiques en lit fixe, dans un ou plusieurs réacteurs, dans un schéma d'hydrocraquage dit en une étape, avec ou sans séparation intermédiaire, ou encore dans un schéma d'hydrocraquage dit en deux étapes, les schémas dit en une ou deux étapes opérant avec ou sans recyclage liquide de la fraction non convertie, éventuellement en association avec un catalyseur d'hydrotraitement classique situé en amont du catalyseur d'hydrocraquage. L'hydrocraquage dit en une étape, comporte en premier lieu et de façon générale un hydroraffinage poussé qui a pour but de réaliser une hydrodésazotation et une désulfuration poussées de la charge avant que celle-ci ne soit envoyée sur le catalyseur d'hydrocraquage proprement dit. Cet hydroraffinage poussé de la charge n'entraîne qu'une conversion limitée de la charge, en fractions plus légères, qui reste insuffisante et doit donc être complétée sur le catalyseur d'hydrocraquage plus actif décrit ci-dessus. Cependant, il est à noter qu'aucune séparation n'intervient entre les deux types de catalyseurs. La totalité de l'effluent en sortie de réacteur ou du lit catalytique est injectée sur ledit catalyseur d'hydrocraquage proprement dit et ce n'est qu'ensuite qu'une séparation des produits formés est réalisée. Cette version de l'hydrocraquage, encore appelée "Once Through", possède une variante qui présente un recyclage de la fraction non convertie vers le réacteur en vue d'une conversion plus poussée de la charge. Le procédé d'hydrocraquage selon l'invention peut avantageusement être mis en oeuvre dans un procédé dit en une étape en lit fixe avec séparation intermédiaire. Ledit procédé comporte avantageusement une zone d'hydroraffinage, une zone permettant l'élimination partielle de l'ammoniaque de l'effluent sortant de la première zone, par exemple par un flash chaud, et une zone d'hydrocraquage dans laquelle est opéré l'hydrocraquage d'au moins une partie de l'effluent de la première zone réactionnelle. L'hydrocraquage opéré en deuxième zone réactionnelle est avantageusement réalisé en présence d'ammoniaque en quantité inférieure à la quantité présente dans la charge, de préférence inférieure à 1500 ppm poids, de manière plus préférée inférieure à 1000 ppm poids et de manière encore plus préférée inférieure à 800 ppm poids d'azote. L'hydrocraquage en deux étapes, comporte avantageusement une première étape qui a pour objectif, comme dans le procédé "une étape", de réaliser l'hydroraffinage de la charge mais aussi d'atteindre une conversion de cette dernière de l'ordre en général de 40 à 60%. L'effluent issu de la première étape d'hydrocraquage subit ensuite avantageusement une séparation et de préférence une distillation, appelée le plus souvent séparation intermédiaire, qui a pour objectif de séparer les produits de conversion de la fraction non convertie. Dans la deuxième étape d'un procédé d'hydrocraquage en deux étapes, seule la fraction de la charge non convertie lors de la première étape d'hydrocraquage est traitée. La séparation intermédiaire permet à un procédé d'hydrocraquage deux étapes d'être plus sélectif en distillats moyens (kérosène + diesel) qu'un procédé en une étape. En effet, la séparation intermédiaire des produits de conversion évite leur "sur-craquage" en naphta et gaz dans la deuxième étape sur le catalyseur d'hydrocraquage. Par ailleurs, il est à noter que la fraction non convertie de la charge traitée dans la deuxième étape contient en général de très faibles teneurs en NH3 ainsi qu'en composés azotés organiques, en général moins de 20 ppm poids voire moins de 10 ppm poids. La première étape d'hydroraffinage des procédés d'hydrocraquage dit en une étape et des procédés d'hydrocraquage dits en deux étapes peuvent avantageusement mettre en oeuvre un ou plusieurs catalyseurs d'hydroraffinage dans un ou plusieurs lits catalytiques différents de manière à réaliser dans le cas de la première étape d'hydroraffinage des procédés d'hydrocraquage dits en deux étapes un raffinage pré-convertissant. 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 dont les surfaces varient généralement de 150 à 800 m2.g-1 et présentant une acidité superficielle, 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 hydrogénante 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. Ce catalyseur peut être un catalyseur comprenant des métaux du groupe VIII, par exemple du nickel et/ou du cobalt, le plus souvent en association avec au moins un métal du groupe VIB, par exemple du molybdène et/ou du tungstène. On peut par exemple employer un catalyseur comprenant de 0.5 à 10 % poids de nickel (exprimé en oxyde de nickel NiO) et de 1 à 30% poids de molybdène, de préférence de 5 à 25% poids de molybdène (exprimé en oxyde de molybdène MoO3) sur un support minéral amorphe. La teneur totale en oxydes de métaux des groupes VI et VIII dans le catalyseur est généralement comprise entre 5 et 40 % poids. Le rapport pondéral (exprimé sur la base des oxydes métalliques) entre métal (métaux) du groupe VI et métal (métaux) du groupe VIII est, en général, d'environ 20 à environ 1, et le plus souvent d'environ 10 à environ 2. Dans le cas où le catalyseur comprend au moins un métal du groupe VIB en combinaison avec au moins un métal non noble du groupe VIII, ledit catalyseur est de préférence un catalyseur sulfuré. D'une manière avantageuse, on utilise les associations de métaux suivantes : nickel-molybdène, cobalt-molybdène, nickel-tungstène, cobalt-tungstène, et encore plus avantageusement nickel-molybdène et nickel-tungstène, de manière encore préféré nickel-tungstène. II est également possible d'utiliser des associations de trois métaux par exemple nickel-cobalt-molybdène, nickel-molybdène-tungstène, nickel-cobalttungstène. II est également possible d'utiliser des associations de quatre métaux par exemple nickel-cobalt-niobium-molybdène. Le support sera, par exemple, 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. Ce support peut également renfermer d'autres composés et par exemple, des oxydes choisis parmi l'oxyde de bore, la zircone, l'oxyde de titane, l'anhydride phosphorique. On utilise le plus souvent un support d'alumine et préférentiellement de l'alumine i1 ou y. Le catalyseur peut également contenir un élément promoteur tel que du phosphore et/ou du bore. Cet élément peut avoir été introduit dans la matrice ou de préférence avoir été déposé sur le support. Du silicium peut également être déposé sur le support, seul ou avec le phosphore et/ou le bore. De manière préférée, les catalyseurs contiennent du silicium déposé sur un support tel que l'alumine, éventuellement avec du phosphore et/ou du bore déposé(s) sur le support, et contenant aussi au moins un métal du groupe VIII (Ni, Co) et au moins un métal du groupe VIB (Mo, W). La concentration en ledit élément est habituellement inférieure à environ 20% poids (sur la base oxyde) et le plus souvent inférieure à environ 10 %. La concentration en trioxyde de bore (B203) est habituellement d'environ 0 à environ 10% poids. D'autres catalyseurs conventionnels comportent de la zéolithe Y de type structural FAU, un support oxyde réfractaire amorphe (alumine le plus souvent) et au moins un élément hydro-déshydrogénant (généralement au moins un élément des groupes VIB et VIII, et le plus souvent au moins un élément du groupe VIB et au moins un élément du groupe VIII). D'autres catalyseurs sont des catalyseurs dites composites et comprennent 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 et un support à base de matrice silico-aluminique et à base d'au moins une zéolithe tel que décrit dans la demande EP1711260. De préférence, le catalyseur de l'étape d'hydrocraquage e) comprend au moins un métal du groupe VIII choisi dans le groupe formé par le Ni et/ou Co et au moins un métal du groupe VIB choisi dans le groupe Mo et/ou W, sur un support de type silice-alumine amorphe et/ou zéolithique. Préalablement à l'injection de la charge, les catalyseurs utilisés dans le procédé selon la présente invention sont de préférence soumis à un traitement de sulfuration permettant de transformer, au moins en partie, les espèces métalliques en sulfure avant leur mise en contact avec la charge à traiter. Ce traitement d'activation par sulfuration est bien connu de l'Homme du métier et peut être effectué par toute méthode déjà décrite dans la littérature soit in-situ, c'est-à-dire dans le réacteur, soit ex-situ. Séparation après l'hydrocraquage L'effluent obtenu à l'issue de l'étape d'hydrocraquage subit de préférence une étape de séparation permettant de séparer une phase gazeuse, au moins une fraction légère d'hydrocarbures liquides de type naphta, kérosène et/ou diesel et une fraction résiduelle lourde. L'étape de séparation peut avantageusement être mise en oeuvre par toute méthode connue de l'homme du métier telle que par exemple la combinaison d'un ou plusieurs séparateurs haute et/ou basse pression, et/ou d'étapes de distillation et/ou de strippage haute et/ou basse pression, et/ou d'étapes d'extraction liquide/liquide, et/ou des étapes de séparation solide/liquide et/ou d'étapes de centrifugations. De manière préférée, la séparation est effectuée dans une section de fractionnement qui peut d'abord comprendre un séparateur haute pression haute température (HPHT), et éventuellement un séparateur haute pression basse température (HPBT) et/ou une distillation atmosphérique. Avantageusement, l'effluent issu de l'étape d'hydrocraquage selon l'invention subit d'abord une étape de séparation gaz/liquide. De préférence, l'effluent de l'hydrocraquage est séparé dans un séparateur haute pression haute température (HPHT) à partir duquel on récupère une phase vapeur et une phase liquide. La phase vapeur peut être envoyée à un séparateur haute pression basse température (HPBT) via un équipement d'échange thermique à partir duquel on récupère une phase vapeur contenant les gaz (H2, H2S, NH3, H2O, CO2, CO, hydrocarbures Cl-C4, ...) et une phase liquide. La phase liquide du séparateur haute pression basse température (HPBT) est avantageusement détendue dans un ou deux séparateurs basse pression basse température (BPBT) de manière à être au moins partiellement dégazée. Une étape de détente intermédiaire dans un séparateur moyenne pression basse température (MPBT) peut également être envisagée. Les gaz extraits du séparateur HPBT subissent éventuellement un traitement de purification pour récupérer l'hydrogène et le recycler, soit vers le réacteur 15 d'hydrocraquage, soit vers les réacteurs de liquéfaction. Les phases liquides provenant des séparateurs HPHT, HPBT et éventuellement MPBT et BPBT, sont avantageusement envoyées vers une distillation atmosphérique pour produire un effluent gazeux, des fractions contenant notamment du naphta, du kérosène et du diesel, et une fraction résiduelle. 20 De façon optionnelle, la partie de la fraction résiduelle, après extraction de la partie saturée avec un solvant aromatique, naphthéno-aromatique, polaire et/ou paraffinique tel que décrit dans la partie liquéfaction, procédé typiquement employé dans les chaînes de production de bases pour lubrifiants, peut être recyclée en amont de la liquéfaction pour former la suspension avec le charbon prétraité. Cette 25 fraction résiduelle contient essentiellement des hydrocarbures aromatiques et aromatiques polycycliques (PAH). Grâce à sa composition chimique proche de celle du charbon, le recyclage de cette phase permet une meilleure solvolyse du charbon dans le premier réacteur. De même, le recyclage de la fraction résiduelle permet une augmentation de la conversion nette en bases carburants du charbon grâce aux 30 molécules craquables. De même, le recyclage de cette fraction permet de se débarrasser des hydrocarbures aromatiques polycycliques indésirables tournant généralement en boucle par recyclage dans le réacteur d'hydrocraquage. Ces hydrocarbures aromatiques polycycliques sont entre autre responsables des problèmes de désactivation du catalyseur d'hydrocraquage par formation de précurseur de coke et des problèmes de bouchage causés par leur précipitation sur les points froids, par exemple sur les échangeurs en sortie de l'hydrocraquage. Les produits obtenus peuvent être directement intégrés à des pools carburants. C'est souvent le cas des fractions kérosène et gazole. Si besoin, en particulier après un hydrocraquage opéré à pression modérée (5 à 10 MPa), ces derniers peuvent encore subir un hydrotraitement ou un hydrocraquage sous haute pression d'hydrogène. Le(s) fraction(s) naphta et VGO qui ne peuvent généralement pas servir de bases carburants, sont généralement soumises à un ou plusieurs traitements adaptés parmi lesquels, pour le naphta l'alkylation et/ou l'isomérisation et/ou reformage catalytique, et pour le VGO craquage catalytique ou thermique ou autres. L'objectif de ces post-traitements est d'amener lesdits produits aux spécifications requises (teneur en soufre, point de fumée, octane, cétane, etc...) de façon séparée ou en mélange. La bonne qualité des produits obtenus autorise des traitements ultérieurs dans des conditions moins sévères avec de bons rendements pour obtenir les qualités de produits requises par spécifications commerciales à un coût de traitement et de production moins élevé. Les produits L'invention vise à convertir le charbon en bases pour carburants liquides. La liquéfaction directe du charbon produit classiquement des bases carburants ayant une forte teneur en naphténo-aromatiques. C'est cette nature naphténo-aromatique qui est responsable d'un indice de cétane classiquement largement en dessous des spécifications en vigueur pour la coupe diesel ou d'un point de fumée ou d'un pouvoir calorifique bien en dessous de la spécification pour la coupe kérosène par exemple. D'un autre côté, la forte teneur en naphtènes des bases carburants issues de la liquéfaction directe du charbon permet d'obtenir des excellentes propriétés à la tenue au froid. La composition chimique d'une coupe diesel ou kérosène pétrolière est très différente de la composition chimique d'une coupe diesel ou kérosène obtenue par liquéfaction directe du charbon. Une coupe diesel ou kérosène pétrolière contient généralement entre 25 à 50 % de paraffines, entre 25 à 50 % de naphtènes et entre 10 à 30 % d'aromatiques. Une coupe diesel ou kérosène issue de la liquéfaction directe du charbon, sans hydrocraquage postérieur, contient généralement entre 1 à 10 % de paraffines, entre 20 à 50 % de naphtènes et entre 35 à 70 % d'aromatiques. De même, le pourcentage de mono naphtènes par rapport au naphtènes totales est généralement entre 60 à 70 % dans le cas des bases carburants pétroliers, alors qu'elle est généralement de 20 à 35 % dans le cas des bases carburants issues de la liquéfaction directe du charbon. De plus, les bases carburants issues de la liquéfaction directe sans hydrocraquage postérieur, se distinguent par une densité élevée, généralement entre 0.900 à 0.980 g/cm3' qui se traduit ainsi par un pouvoir calorifique inférieur (PCI) volumique largement supérieur à celui des bases carburants issues du pétrole (ayant une densité entre 0.800 et 0.850 g/cm3) ou des bases carburants issues de la liquéfaction indirecte via le procédé Fischer-Tropsch (ayant une densité de 0.750 à 0.780 g/cm3). L'enchaînement des étapes de liquéfaction et d'hydrocraquage selon le procédé permet par contre d'obtenir des bases carburants de nature naphténoaromatique d'excellente qualité. En effet, les analyses réalisées montrent notamment que les propriétés sont soit proches, soit conformes aux spécifications Euro ou US pour les carburants auto et aviation, exceptées celles liées à la densité. De manière surprenante, le gazole obtenu par ce procédé présente un excellent indice de cétane respectant les spécifications européennes et américaines, malgré une teneur élevée en naphtènes. De même, le kérosène présente un point de fumée respectant les spécifications européennes et américaines. Par excellente qualité, on entend: • un indice de cétane entre 35 et 65, de préférence de 40 à 55 pour la coupe diesel, • un point de fumée entre 19 et 25 mm pour la coupe kérosène. • un pouvoir calorifique volumique très élevé, permettant de fabriquer des carburants à forte densité énergétique. Les bases carburants obtenues selon le procédé, diesel ou kérosène, contiennent généralement entre 1 à 30 % pds, de préférence entre 5 à 20 % pds de paraffines, entre 65 à 100% pds de naphtènes et entre 0 à 30 % d'aromatiques pds et ont une densité généralement entre 0.84 à 0.90 g/cm3. L'étape d'hydrocraquage selon le procédé de l'invention permet une amélioration de l'indice de cétane qui s'explique par une forte diminution de la teneur en aromatiques au profit des naphtènes et des paraffines obtenus par craquage des naphtènes. De même, le kérosène présente un point de fumée respectant les spécifications européennes et américaines. Ces résultats sont autant plus étonnants que les bases carburants produites par liquéfaction directe du charbon sont classiquement connues d'être d'une qualité médiocre en dehors des spécifications liées à la combustion, à cause de leur forte teneur en naphténo-aromatiques. Description des figures Les figures suivantes présentent des modes de réalisation avantageux selon l'invention. On décrit essentiellement l'installation et le procédé selon l'invention. On ne reprendra pas les conditions opératoires décrites précédemment. Les figures 1 à 4 montrent les différents modes de réalisation de la gestion d'hydrogène dans le schéma non intégré (séparation intermédiaire avec décompression). La figure 1 décrit l'option A employant deux circuits d'hydrogène indépendants. La figure 2 décrit l'option B employant une pression dans l'hydrocraquage supérieure à celle de la liquéfaction. La figure 3 décrit l'option C employant une pression dans hydrocraquage équivalente à celle de la liquéfaction. La figure 4 décrit l'option D employant une pression dans hydrocraquage 30 inférieure à celle de la liquéfaction. La figure 5 illustre un mode de réalisation préféré du procédé selon le schéma intégré (séparation intermédiaire sans décompression). La description des figures 2 à 5 se concentrent sur la gestion de l'hydrogène et son circuit dans le procédé selon l'invention. On décrira essentiellement les différences de l'installation et du procédé par rapport à l'option A selon la figure 1, les signes de références concernant les unités et le circuit des effluents étant strictement identiques à ceux de la figure 1. Dans la figure 1 (option A), le charbon (10), de préférence préalablement prétraité, et éventuellement pré-broyé de manière à faciliter le prétraitement, pour réduire sa teneur en humidité et sa teneur en cendres, est broyé dans le broyeur (12) afin de produire des particules de taille adaptée pour former une suspension et être plus réactive dans les conditions de liquéfaction. Le charbon est ensuite mis en contact avec le solvant de recyclage (15) issu du procédé dans l'enceinte (14) pour former la suspension. Si besoin, bien que rarement nécessaire, un composé soufré pour maintenir les métaux du catalyseur sous forme sulfures peut être injecté (non représenté) dans la ligne sortant de l'enceinte (14). La suspension est pressurisée par la pompe (16), préchauffée dans l'enceinte (18), mélangée avec de l'hydrogène recyclé (17) chauffée dans l'enceinte (21), et introduite par la conduite (19) en bas du premier réacteur (20) en lit bouillonnant fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz et contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion. Le réacteur (20) comporte habituellement une pompe de recirculation (27) permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie du liquide soutiré dans la partie supérieure du réacteur et réinjecté en bas du réacteur. L'hydrogène peut également être introduit avec la suspension dans le four (18) éliminant ainsi l'enceinte (21). L'apport en hydrogène est complété par de l'hydrogène d'appoint (13). L'appoint de catalyseur frais peut se faire par le haut du réacteur (non représenté). Le catalyseur usagé peut être soutiré par le bas du réacteur (non représenté) pour être soit éliminé, soit régénéré pour éliminer le carbone et le soufre et/ou réjuvéné pour éliminer les métaux avant son réinjection par le haut du réacteur. Le catalyseur soutiré par le bas du premier réacteur partiellement usagé peut également être transféré directement dans le haut du le deuxième réacteur d'hydroconversion (30) (cascading) (non représenté). Ce concept peut aussi être utilisé dans le cas de trois réacteurs en série. Éventuellement, l'effluent converti (26) issu du réacteur (20) peut être soumis à une séparation de la fraction légère (71) dans un séparateur inter-étage (70). Tout ou partie de l'effluent issu (26) du premier réacteur d'hydroconversion (20) est avantageusement mélangé avec de l'hydrogène supplémentaire (28), si besoin préalablement préchauffé dans l'enceinte (22). Ce mélange est ensuite injecté par la conduite (29) dans un deuxième réacteur d'hydroconversion (30) en lit bouillonnant fonctionnant à courant ascendant de liquide et de gaz contenant au moins un catalyseur d'hydroconversion. Les conditions opératoires, notamment la température, dans ce réacteur sont choisies pour atteindre le niveau de conversion recherché, tel que cela a été préalablement décrit. L'appoint éventuel de catalyseur frais peut se faire par le haut du réacteur (non représenté). L'apport en catalyseur peut se faire de manière périodique ou en continu. Le catalyseur usagé peut être soutiré par le bas du réacteur (non représenté) pour être soit éliminé, soit régénéré pour éliminer le carbone et le soufre et/ou réjuvéné pour éliminer les métaux avant son réinjection par le haut du réacteur. Le réacteur (30) comporte habituellement une pompe de recirculation (37) permettant le maintien du catalyseur en lit bouillonnant par recyclage continu d'au moins une partie du liquide soutiré dans la partie supérieure du réacteur et réinjecté en bas du réacteur. L'effluent traité dans le réacteur (30) est envoyé par la ligne (38) dans un séparateur haute pression haute température (HPHT) (40) à partir duquel on récupère une phase vapeur (41), dite fraction légère, et une phase liquide (44), dite fraction résiduelle. La phase vapeur (41) est envoyé, optionnellement en mélange avec la phase vapeur (71) issu du séparateur inter-étape optionnel (70) entre les deux réacteurs de liquéfaction, généralement via un échangeur (non représenté) ou un aéroréfrigérant (48) pour refroidissement à un séparateur haute pression basse température (HPBT) (72) à partir duquel on récupère une phase vapeur (73) contenant les gaz (H2, H2S, NH3, H2O, CO2, CO, hydrocarbures C1-C4, ...) et une phase liquide (74). La phase vapeur (73) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (72) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (42) à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (43) pour le recycler via le compresseur (45) et la ligne (49) aux réacteurs (20) et/ou (30). Les gaz contenant des composés azotés, soufrés et oxygénés indésirables sont évacués de l'installation (flux (46)). La phase liquide (74) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (72) est détendue dans le dispositif (76) puis envoyée vers le système de fractionnement (50). Optionnellement, un séparateur moyenne pression (non représenté) après le détendeur (76) peut être installé pour récupérer une phase vapeur qui est envoyé à l'unité de purification (42) et une phase liquide qui est amenée à la section de fractionnement (50). La phase liquide (44) issue de la séparation haute pression haute température (HPHT) (40) est détendue dans le dispositif (47) puis envoyée vers le système de fractionnement (50). Bien évidemment, les fractions (74) et (44) peuvent être envoyées ensemble, après détente, au système (50). Le système de fractionnement (50) comprend un système de distillation atmosphérique pour produire un effluent gazeux (51), une fraction dite légère (52) et contenant notamment du naphta, du kérosène et du diesel et une fraction dite lourde contenant le gazole sous vide (55). Une partie de la fraction lourde peut également être envoyée par la ligne (53) dans la ligne (52) pour être traiter dans l'hydrocraqueur. Tout ou partie de la fraction lourde (55) est envoyé à une colonne de distillation sous vide (56) pour récupérer une phase (57) contenant le résidu sous vide, le charbon non convertie et les cendres, et une phase liquide (58) contenant du gazole sous vide. Cette fraction solide (57) peut être brûlée par la suite, peut servir pour partie pour l'élaboration de bitumes ou comme adjuvant pour l'élaboration de bitumes routiers, ou peut alimenter une unité de gazéification pour produire de l'hydrogène et de l'énergie. L'hydrogène ainsi produit peut être introduit dans le procédé d'hydroliquéfaction. La phase liquide (58) sert au moins partiellement comme solvant pour la liquéfaction et est recyclée après pressurisation (59) par la conduite (15) à l'enceinte (14) pour être mélangée avec le charbon. Une partie de la phase liquide (58) non utilisée comme solvant peut être introduit par la ligne (54) dans la ligne (52) pour traitement ultérieur dans l'hydrocraqueur. La fraction légère de la distillation atmosphérique (52), éventuellement mélangé avec une partie de la fraction lourde de la distillation atmosphérique (53) et une partie de la phase liquide de la distillation sous vide (54), est mélangée avec de l'hydrogène recyclé (66), éventuellement préchauffée dans l'enceinte (60) et introduite par la conduite (62) en haut du réacteur d'hydrocraquage à lit fixe (80) fonctionnant à courant descendant de liquide et de gaz et contenant au moins un catalyseur d'hydrocraquage. L'apport en hydrogène est complété par de l'hydrogène d'appoint (67). Si besoin, l'hydrogène recyclé et/ou d'appoint peut également être introduit dans le réacteur d'hydrocraquage entre les différents lits catalytiques via les lignes (68) et (69) (quench). L'effluent traité dans le réacteur (80) est envoyé par la ligne (82) dans un séparateur haute pression haute température (HPHT) (84) à partir duquel on récupère une phase vapeur (85) et une phase liquide (86). La phase vapeur (85) est envoyé, généralement via un échangeur (non représenté) ou un aéroréfrigérant (87) pour refroidissement à un séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) à partir duquel on récupère une phase vapeur (90) contenant les gaz (H2, H2S, NH3, H2O, CO2, CO, hydrocarbures C1-C4, ...) et une phase liquide (92). La phase vapeur (90) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (94) à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (95) pour le recycler via le compresseur (96) et la ligne (66) au réacteur d'hydrocraquage (80). Les gaz contenant des composés azotés, soufrés et oxygénés indésirables sont évacués de l'installation (flux (97)). La phase liquide (92) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) est détendue dans le dispositif (93) puis envoyée vers le système de fractionnement (100). Optionnellement, un séparateur moyenne pression (non représenté) après le détendeur (93) peut être installé pour récupérer une phase vapeur qui est envoyé à l'unité de purification (94) et une phase liquide qui est amenée à la section de fractionnement (100). La phase liquide (86) issue de la séparation haute pression haute température (HPHT) (84) est détendue dans le dispositif (89) puis envoyée vers le système de fractionnement (100). Bien évidemment, les fractions (86) et (92) peuvent être envoyées ensemble, après détente, au système (100). Le système de fractionnement (100) comprend un système de distillation atmosphérique pour produire un effluent gazeux (102), des fractions dites légères et contenant notamment du naphta (104), du kérosène (106) et du diesel (108), et une fraction résiduelle (110). Tout ou partie de la fraction résiduelle peut être recyclée par la ligne (114) dans la ligne (58) pour la préparation de la suspension. La fraction résiduelle peut également être évacuée de l'installation (flux (112)), soit pour être brûlée par la suite ou pour alimenter une unité de gazéification de production d'hydrogène. Dans la figure 2 (option B) l'hydrogène d'appoint est introduit par la ligne (67), mélangé avec la fraction liquide (52) de la distillation atmosphérique après la liquéfaction. Le mélange est chauffé (60) puis introduit dans le réacteur d'hydrocraquage (80). Si besoin, l'hydrogène d'appoint peut également être introduit dans le réacteur d'hydrocraquage entre les différents lits catalytiques via les lignes (68) et (69) (quench). L'effluent traité dans le réacteur (80) est envoyé par la ligne (82) dans le système du séparateur haute pression haute température (HPHT) (84), puis du séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) tel que décrit pour la figure 1 et à partir duquel on récupère une phase vapeur (90). La phase vapeur (90) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (94) à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (120) pour l'injecter avec l'hydrogène recyclé et compressé provenant de la liquéfaction dans la ligne (49). Une partie de l'hydrogène est ensuite réchauffé dans l'enceinte (21), mélangé avec la suspension de charbon/solvant et injecté par la conduite (19) dans le premier réacteur de liquéfaction (20). Une autre partie de l'hydrogène est injecté, si besoin, dans le deuxième réacteur de liquéfaction (30) via la ligne (28), éventuellement après un chauffage dans l'enceinte (22). L'effluent traité dans le réacteur (30) est envoyé par la ligne (38) dans le système du séparateur haute pression haute température (HPHT) (40), puis du séparateur haute pression basse température (HPBT) (72), éventuellement en mélange ave la phase vapeur (71) issu du séparateur inter-étage optionnel (73), tel que décrit pour la figure 1 et à partir duquel on récupère une phase vapeur (73). La phase vapeur (73) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (72) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (42) à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (43) pour le recycler via le compresseur (45) et la ligne (49) aux réacteurs (20) et/ou (30). L'hydrogène provenant de l'hydrocraqueur est également injecté dans la ligne (49) comme décrit ci-dessus. Dans la figure 3 (option C) l'hydrogène d'appoint est introduit par la ligne (67), mélangé avec la fraction liquide (52) de la distillation atmosphérique après la liquéfaction. Le mélange est chauffé (60) puis introduit dans le réacteur d'hydrocraquage (80). Si besoin, l'hydrogène d'appoint peut également être introduit dans le réacteur d'hydrocraquage entre les différents lits catalytiques via les lignes (68) et (69) (quench). L'effluent traité dans le réacteur (80) est envoyé par la ligne (82) dans le système du séparateur haute pression haute température (HPHT) (84), puis du séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) tel que décrit pour la figure 1 et à partir duquel on récupère une phase vapeur (90). La phase vapeur (90) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) est transportée via (130) et traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (42), laquelle traite également l'hydrogène recyclé provenant de la liquéfaction par la ligne (73). L'hydrogène purifié et ensuite compressé (45). Une partie de l'hydrogène est ensuite réchauffé dans l'enceinte (21), mélangé avec la suspension de charbon/solvant et injecté par la conduite (19) dans le premier réacteur de liquéfaction (20). Une autre partie de l'hydrogène est injecté, si besoin, dans le deuxième réacteur de liquéfaction (30) via la ligne (28), éventuellement après un chauffage dans l'enceinte (22). L'effluent traité dans le réacteur (30) est envoyé par la ligne (38) dans le système du séparateur haute pression haute température (HPHT) (40), puis du séparateur haute pression basse température (HPBT) (72), éventuellement en mélange ave la phase vapeur (71) issu du séparateur inter-étage optionnel (73), tel que décrit pour la figure 1 et à partir duquel on récupère une phase vapeur (73). La phase vapeur (73) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (72) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (42) traitant également l'hydrogène provenant du réacteur d'hydrocraquage (90) via la ligne (130) et à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (43) pour le recycler via le compresseur (45) et la ligne (49) aux réacteurs (20) et/ou (30). Dans la figure 4 (option D) l'hydrogène d'appoint est introduit par la ligne (67), mélangé avec la fraction liquide (52) de la distillation atmosphérique après la liquéfaction. Le mélange est chauffé (60) puis introduit dans le réacteur d'hydrocraquage (80). Si besoin, l'hydrogène d'appoint peut également être introduit dans le réacteur d'hydrocraquage entre les différents lits catalytiques via les lignes (68) et (69) (quench). L'effluent traité dans le réacteur (80) est envoyé par la ligne (82) dans le système du séparateur haute pression haute température (HPHT) (84), puis du séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) tel que décrit pour la figure 1 et à partir duquel on récupère une phase vapeur (90). La phase vapeur (90) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (94). L'hydrogène purifié et ensuite compressé (96) et injecté via la ligne (140) dans la ligne (49) transportant l'hydrogène recyclé et purifié des réacteurs de liquéfaction. Une partie de l'hydrogène est ensuite réchauffé dans l'enceinte (21), mélangé avec la suspension de charbon/solvant et injecté par la conduite (19) dans le premier réacteur de liquéfaction (20). Une autre partie de l'hydrogène est injecté, si besoin, dans le deuxième réacteur de liquéfaction (30) via la ligne (28), éventuellement après un chauffage dans l'enceinte (22). Si besoin, un apport supplémentaire d'hydrogène peut se faire via la ligne (13) pour les deux réacteurs de liquéfaction. L'effluent traité dans le réacteur (30) est envoyé par la ligne (38) dans le système du séparateur haute pression haute température (HPHT) (40), puis du séparateur haute pression basse température (HPBT) (72), éventuellement en mélange ave la phase vapeur (71) issu du séparateur inter-étage optionnel (73), tel que décrit pour la figure 1 et à partir duquel on récupère une phase vapeur (73). La phase vapeur (73) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (72) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (42) à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (43) pour le recycler via le compresseur (45) et la ligne (49) aux réacteurs (20) et/ou (30). Dans la figure 5, illustrant le procédé selon l'invention selon le schéma intégré, c'est-à-dire sans décompression intermédiaire, l'étape de la préparation de la suspension charbon/solvant ainsi que les deux étapes de liquéfaction se font comme décrit dans la figure 1. L'effluent traité dans le deuxième réacteur de liquéfaction (30) est envoyé par la ligne (38) dans un séparateur haute pression haute température (HPHT) (40) à partir duquel on récupère une phase dite fraction légère (41) et une phase dite fraction résiduelle (44). La fraction légère (41) est envoyée directement, optionnellement en mélange avec la phase vapeur (71) issu du séparateur inter- étape optionnel (70) entre les deux réacteurs, via la ligne (150) dans le réacteur d'hydrocraquage. La fraction résiduelle (44) issue de la séparation haute pression haute température (HPHT) (40) est détendue dans le dispositif (61) puis envoyée vers le système de fractionnement (50). Le système de fractionnement (56) comprend un système de distillation sous vide et/ou un système d'extraction au solvant. Dans le cas d'une distillation sous vide, on récupère une fraction distillat sous vide contenant le gazole sous vide (58) et une fraction solide (57) contenant le résidu sous vide, le charbon non convertie et les cendres. Dans le cas d'une extraction au solvant de la fraction résiduelle (44), on récupère une huile extraite (58) et une fraction résiduelle (57). Une partie du distillat sous vide (et/ou huile extraite) (58) peut également être envoyée par la ligne (54) dans la ligne (52) pour être traiter dans l'hydrocraqueur après mélange avec de l'hydrogène d'appoint (67) ou de l'hydrogène recyclé via la ligne (66) et un passage éventuel dans le four (60). Le résidu sous vide peut être soumis à une extraction au solvant (non représenté). La fraction solide (57) peut être brûlée par la suite, ou peut servir pour partie pour l'élaboration de bitumes ou comme adjuvant pour l'élaboration de bitumes routiers ou peut alimenter une unité de gazéification pour produire de l'hydrogène et de l'énergie. L'hydrogène ainsi produit peut être introduit dans le procédé d'hydroliquéfaction. La phase distillat sous vide et/ou l'huile extraite (58) sert au moins partiellement comme solvant pour la liquéfaction et est recyclée après pressurisation (59) par la conduite (15) à l'enceinte (14) pour être mélangée avec le charbon. La suite du procédé, l'étape d'hydrocraquage ainsi que l'étape de séparation ultérieure afin de récupérer les bases carburants se font comme décrit dans la figure 1. La phase vapeur (90) du séparateur haute pression basse température (HPBT) (88) est traitée dans l'unité de purification d'hydrogène (94) à partir de laquelle on récupère l'hydrogène (95) pour le recycler via le compresseur (96) et la ligne (66) au réacteur d'hydrocraquage (80) ou via la ligne (49) aux deux réacteurs de liquéfaction. Dans cette configuration, l'apport d'hydrogène d'appoint peut se faire soit intégralement via la ligne (13) en amont des réacteurs de liquéfaction, soit vers les lignes (13) et (67) en amont des réacteurs de liquéfaction et du réacteur d'hydrocraquage. 10 Exemples Exemple 1 : Étapes de liquéfaction Les deux étapes de liquéfaction dans des réacteurs à lit bouillonnant sont effectuées avec du charbon de type bitumineux, préalablement broyé et séché. Les conditions opératoires de la liquéfaction figurent dans le tableau 1, les rendements de la liquéfaction dans le tableau 2. Tableau 1 : Conditions opératoires de la liquéfaction en deux étapes Catalyseur NiMo / Alumine Température réacteur RI (°C) 410 Température réacteur R2 (°C) 440 Pression, MPa 17 VVH RI (kg/h charbon sec/kg catalyseur) 1.2 VVH R2 (kg/h charbon sec/kg catalyseur) 1.2 H2 entrée (Nm3/kg charbon sec) 2.8 recycle liquide/charbon 1.1 Tableau 2 : Rendements de la liquéfaction en deux étapes (% pds/charbon sec) C1-C4 (gaz) 13.53 C5-199°C 14.00 199-260°C 9.79 260-343°C 21.52 343-388°C 13.54 388-454 °C 4.04 454-523°C 1.20 523 °C+ 2.41 charbon non converti + 13.23 cendres H2O/CO/CO2/NH3/H2S 13.80 Exemple 2 : Étape d'hvdrocraquage Les coupes C5-199°C, 199-260°C, 260-343°C et 343-388°C obtenues à l'étape de séparation en sortie de liquéfaction sont envoyées à l'hydrocraquage. La partie de la fraction lourde qui n'est pas recyclée, le charbon non converti et les cendres sont envoyés à la gazéification afin de produire de l'H2. Les conditions opératoires de l'hydrocraquage figurent dans le tableau 3, les rendements de l'hydrocraquage dans le tableau 4. Tableau 3 : Conditions opératoires de l'hydrocraquage Catalyseur NiW/Silice-Alumine Pression, MPa 16 Température (°C) 390 WH (Nm3/h C5-388°C/m3 de catalyseur) 0.5 H2/HC entrée réacteur (Nm3/h H2/Nm3 C5- 1500 388°C) Tableau 4 : Rendements de l'hydrocraquage (% pds/charbon sec) H2S / NH3 / H20 1.0 C1-C4 0.81 C5-200°C 19.16 200-250°C 11.83 250°C+ 27.73 200°C+ 39.56 343°C+ 4.02 15 Le tableau 5 présente les propriétés physico-chimiques de la coupe 200°C+ de l'effluent hydrocraqué ex-liquéfiat de charbon ainsi que les propriétés de la coupe kérosène et de la coupe gazole obtenues par distillation de cette coupe 200°C+. En particulier, les propriétés à froid de la coupe kérosène et de la coupe gazole, l'indice de cétane CFR de la coupe gazole ainsi que le point de fumée de la coupe kérosène 20 ont été mesurées.10 Tableau 5: Propriétés physico-chimiques des coupes 200°C+, kérosène 200-250°C et gazole 250°C+ Analyse (Méthode Unité Coupe Coupe Coupe Méthode d'analyse) 200°C+ kérosèn gazole de e référence Rendement distillation %m/m - 29.9 70.1 ASTM physique D5236 Masse volumique à g/cm3 0.8831 0.8676 0.8901 NF EN ISO 15 C 12185 Hydrogène RMN %m/m 13.31 13.34 13.17 ASTM D7171 Azote ppm Tableau 6 : Composition chimique des coupes 200°C+, kérosène, gazole (% pds) Coupe Coupe Coupe 200°C+ kérosène gazole Paraffines (total) 8.4 4.3 10.1 Naphtènes (total) 75.9 89.7 70.1 Aromatiques (total) 15.7 6.0 19.8 La composition chimique des coupes kérosène et gazole citées en exemple est très largement dominée par des structures naphténiques, naphténo-aromatiques et aromatiques avec peu de paraffines et par conséquent, s'avère être très différente des distillats pétroliers conventionnels ou de conversion. On observe pour le kérosène une haute densité ainsi qu'un point de fumée élevée. On observe pour le gazole également une haute densité ainsi qu'un haut indice de cétane d'au moins 50. Exemple 3 : Étape d'hydrotraitement (non-conforme à l'invention) De manière à expliquer l'effet de l'hydrotraitement sur l'effluent de la liquéfaction, un essai complémentaire a été réalisé en hydrotraitant les coupes C5-199°C, 199-260°C, 260-343°C et 343-388°C obtenues à l'étape de séparation en sortie de liquéfaction de l'exemple 1. Les conditions opératoires de l'hydrotraitement en lit fixe figurent dans le tableau 7. Tableau 7 : Conditions opératoires de l'hydrotraitement Catalyseur NiMo / Alumine Pression (MPa) 13 T (°C) 375 WH (Nm3/h C5-388°C/m3 de cata) 0.75 H2/HC (Nm3/h H2/Nm3 C5-388°C) 300 Les analyses ASTM D3238 ont été effectuées sur les coupes 200-350°C (kérosène + diesel) obtenues après H-Coal TS dans les conditions de l'exemple 1, obtenues après hydrocraquage (HCK) dans les conditions de l'exemple 2 et après hydrotraitement (HDT) dans les conditions de l'exemple 3. Ces analyses figurent dans le tableau 8. Tableau 8 : Évolution de la structure de la coupe 200-350°C en fonction du traitement après H- après HDT après HCK Méthode Coal TS d'analyse C % mol 26.4 19.4 3.3 ASTM D3238 Aromatique C % mol 17.5 19.6 25.6 ASTM D3238 Paraffinique C % mol 56.1 61 71.1 ASTM D3238 Naphténique Indice de 38 37 50 ASTM cétane CFR D613/86 Les résultats montrent clairement une amélioration de l'indice de cétane après HCK dans les conditions de l'exemple 2 qui s'expliquent par une forte diminution de la teneur en aromatiques au profit des naphtènes et des paraffines obtenues par craquage des naphtènes. La teneur en naphtènes est très élevée ce qui n'est pas le cas des coupes issues de charges pétrolières. Les naphtènes sont connus pour leur qualité modérée d'allumage ("ignition quality") dans les moteurs diesel et n'ont généralement pas d'indices de cétane très élevés, typiquement de 30 à 45. De manière surprenante, l'indice de cétane est excellent et supérieur aux spécifications euro ou US malgré une teneur élevée en naphtènes. L'exemple montre également qu'un hydrotraitement seul ne permet pas d'obtenir un gazole ayant un indice de cétane conforme aux spécifications euro ou US. REVENDICATIONS1. Procédé de conversion de charbon en bases carburants comprenant les étapes suivantes : a) préparation d'une suspension des particules de charbon dans un solvant, de préférence un solvant donneur d'hydrogène, b) liquéfaction de ladite suspension en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur contenant un catalyseur supporté en lit bouillonnant, c) liquéfaction d'une partie au moins de l'effluent obtenu dans l'étape b) en présence d'hydrogène dans au moins un réacteur contenant un catalyseur supporté en lit bouillonnant et opérant à une température au moins de 10°C plus élevée que celle de l'étape b), ledit procédé étant caractérisé en ce que qu'il comprend les étapes suivantes : d) séparation de l'effluent obtenu à l'issue de l'étape c) en une fraction légère d'hydrocarbures contenant des composés bouillants à au plus 500°C et une fraction résiduelle, e) hydrocraquage en présence d'hydrogène d'une partie au moins de la fraction dite légère d'hydrocarbures obtenue à l'issue de l'étape d) dans au moins un réacteur contenant un catalyseur d'hydrocraquage en lit fixe, la conversion de la fraction 200°C+ dans l'étape d'hydrocraquage étant supérieure à 10% pds, de préférence comprises entre 20 et 100% pds. f) séparation de l'effluent obtenu à l'issue de l'étape e) en au moins une fraction liquide contenant du naphta, du kérosène et/ou du diesel et une fraction lourde. 2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l'étape b) opère à une température comprise entre 300°C et 440°C, de préférence entre 325°C et 420°C, à une pression totale comprise entre 15 et 25 MPa, de préférence comprise entre 16 et 20 MPa, à une vitesse massique horaire ((t de charge/h)/t de catalyseur)comprise entre 0,1 et 5 h-' et à un rapport hydrogène/charge compris entre 0.1 et 5 Nm3/kg et dans lequel l'étape c) opère à une température comprise entre 350°C et 470°C, de préférence comprise entre 350°C et 450°C à une pression totale comprise entre 15 et 25 MPa, de préférence comprise entre 16 et 20 MPa, à une vitesse massique horaire ((t de charge/h)/t de catalyseur) comprise entre 0,1 et 5 h-' et à un rapport hydrogène/charge compris entre 0.1 et 5 Nm3/kg. 3. Procédé selon la revendication 1 ou 2 dans lequel l'étape e) opère à une température supérieure à 200°C, de préférence comprise entre 250 et 480°C, de manière préférée entre 320 et 450°C, de manière très préférée entre 330 et 435°C, sous une pression supérieure à 1 MPa, de préférence entre 2 et 25 MPa, de manière préférée entre 3 et 20 MPa, à la vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 20 h"', de préférence 0,1 et 6 h`1, de manière préférée entre 0,2 et 3 h-1, et la quantité d'hydrogène introduite est telle que le rapport volumique hydrogène sur hydrocarbures est compris entre 80 et 5000 Nm3/m3 et le plus souvent entre 100 et 3000 Nm3/m3. 4. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le point de coupe de la séparation de l'étape d) se situe entre 100 et 300°C ou 200 et 450°C. 5. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel la fraction dite légère d'hydrocarbures obtenue à l'issue de l'étape d) est fractionnée par distillation atmosphérique en une fraction distillat atmosphérique et une fraction résidu atmosphérique, ladite fraction résidu atmosphérique étant fractionnée par distillation sous vide en une fraction distillat sous vide contenant du gazole sous vide et une fraction résidu sous vide, ladite fraction résidu atmosphérique et/ou la fraction résidu sous vide étant optionnellement soumises à une extraction au solvant pour obtenir une huile extraite et une fraction non soluble, ladite fraction distillat sous vide contenant le gazole sous vide et/ou l'huile extraite étant en partie ou en totalité recyclée(s) comme solvant dans l'étape a), ladite fraction distillat atmosphérique étant envoyée à l'étape d'hydrocraquage, éventuellement en mélange avec d'autres co-charges. 6. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel l'apport d'hydrogène d'appoint se fait dans l'étape d'hydrocraquage e) et dans lequel la pression dans l'étape d'hydrocraquage e) est supérieure à la pression dans les étapes de liquéfaction b) et c), l'hydrogène recyclé de l'étape d'hydrocraquage e) étant recyclé dans les étapes de liquéfaction b) et c). 7. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel l'apport d'hydrogène d'appoint se fait dans l'étape d'hydrocraquage et dans lequel la pression dans l'étape d'hydrocraquage e) est équivalente à la pression dans les étapes de liquéfaction b) et c), l'hydrogène recyclé de l'étape d'hydrocraquage e) étant recyclé dans les étapes de liquéfaction b) et c). 8. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel l'apport d'hydrogène d'appoint se fait dans l'étape d'hydrocraquage, éventuellement complété par un apport d'hydrogène d'appoint dans les étapes de liquéfaction b) et c) et dans lequel la pression dans l'étape d'hydrocraquage e) est inférieure à la pression dans les étapes de liquéfaction b) et c), l'hydrogène recyclé de l'étape d'hydrocraquage e) étant recyclé dans les étapes de liquéfaction b) et c). 9. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel l'étape de séparation d) est effectué sans décompression et dans lequel la fraction résiduelle, après refroidissement, est distillée sous vide et/ou extraite avec un solvant pour obtenir un distillat sous vide contenant un gazole sous vide et/ou une huile extraite, tout ou au moins une partie dudit gazole sous vide et/ou de ladite l'huile extraite étant recyclé comme solvant dans l'étape a) et/ou optionnellement envoyé vers l'hydrocraquage, en mélange avec la fraction dite légère. 10. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel ledit charbon est co-traité avec une charge choisie parmi des résidus pétroliers, des distillats sous vide d'origine pétrolières, des pétroles bruts, des bruts synthétiques, des pétroles bruts étêtés, des huiles désasphaltées, des résines de désasphaltage, des asphaltes ou brais de désasphaltage, des dérivés de procédés de conversion du pétrole, des extraits aromatiques issus des chaînes de production de bases pourlubrifiants, des sables bitumineux ou leurs dérivés, des schistes bitumineux ou leurs dérivés, des déchets hydrocarbonés et/ou polymères industriels, des déchets organiques ou plastiques ménagers, des huiles et graisses végétales ou animales, des goudrons et résidus non ou difficilement valorisables issus de la gazéification de biomasse, charbon ou résidus pétroliers, de la biomasse lignocellulosique ou un ou plusieurs constituants de la biomasse cellulosique choisi dans le groupe formé par la cellulose, l'hémicellulose et/ou la lignine, des algues, du charbon de bois, de l'huile de pyrolyse de biomasse lignocellulosique ou d'algues, de la lignine pyrolytique, des produits de la conversion hydrothermale de la biomasse lignocellulosique ou des algues, des boues activées issues de stations de traitement des eaux, ou des mélanges de telles charges. 11. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le catalyseur des étapes de liquéfaction b) et c) comprend au moins un métal du groupe VIII choisi dans le groupe formé par le Ni et/ou Co, optionnellement au moins un métal du groupe VIB choisi dans le groupe Mo et/ou W, sur un support minéral 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. 12. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel le catalyseur de l'étape d'hydrocraquage e) comprend au moins un métal du groupe VIII choisi dans le groupe formé par le Ni et/ou Co et au moins un métal du groupe VIB choisi dans le groupe Mo et/ou W, sur un support de type silice-alumine amorphe et/ou zéolithique. 13. Base carburant diesel ou kérosène obtenue par un procédé selon l'une des revendications 1 à 12 comprenant entre 1 à 30% pds, de préférence entre 5 à 20% pds de paraffines, entre 65 à 100% pds de naphtènes et entre 0 à 30 % pds d'aromatiques et ayant une densité comprise entre 0.84 à 0.90 g/cm3. 14. Base carburant diesel selon la revendication 13 comprenant un indice de cétane entre 35 et 65, de préférence entre 40 et 55. 15. Base carburant kérosène selon la revendication 13 comprenant un point de fumée entre 19 et 25 mm.