FR 3163951 A1 20260102 FR 2406920 A 20240627 La présente invention décrit un procédé de traitement d'une charge issue d'une source renouvelable pour la production d’une coupe kérosène ou d’une base gazole, mettant en œuvre un enchainement de deux catalyseurs spécifiques bifonctionnels, comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB, pris seuls ou en mélange et un support acide et de préférence la silice alumine, pour le premier catalyseur et au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB et un support comprenant une ou plusieurs zéolithes spécifiques choisies parmi les zéolithes de type structural FER , EUO, *MRE, MTW, MOR et la zéolithe IZM-2 seules ou en mélange et de préférence choisies parmi les zéolithes de code structural MTW et l’IZM-2 pour le second catalyseur, dans deux étapes d’hydroconversion successives sans étape de fractionnement finale permettant d’obtenir une coupe kérosène aux spécifications de la norme ASTM D7566 avec un rendement maximisé en ladite coupe, ledit procédé permettant également d’obtenir alternativement une base gazole incorporable au pool gazole, sans perte de rendement par rapport à un procédé ne mettant pas en œuvre l’enchaînement spécifique de catalytique selon l’invention. Figure à publier : 1 PROCEDE DE PRODUCTION DE KEROSENE RENOUVELABLE COMPRENANT DEUX ETAPES D’HYDROCONVERSION SUCCESSIVES ET UTILISANT UN CATALYSEUR SPECIFIQUE POUR CHACUNE DES ETAPES. Domaine de l'invention La recherche de nouvelles sources d'énergies renouvelables pour la production de carburants constitue un enjeu majeur pour à la fois répondre à la demande en carburant et prendre en compte les préoccupations liées à l'environnement. A ce titre, la valorisation en carburants de charges issues de sources renouvelables a connu ces dernières années un très vif regain d'intérêt. Parmi ces charges on peut citer par exemple les huiles végétales (par exemple palme, colza, soja), les graisses animales, les huiles de pin, les huiles de cuisson usagées, les huiles d’origine microbienne (par exemple issues des algues), les huiles de poisson, les paraffines longues (cires) issues du procédé Fischer-Tropsch, brutes ou ayant subi un traitement préalable, ainsi que les mélanges de telles charges. Ces charges contiennent pour la plupart des structures chimiques de type triglycérides ou esters ou acides gras, la structure et la longueur de chaîne hydrocarbonée de ces derniers étant compatible avec les hydrocarbures présents dans les gazoles et le kérosène. Une voie possible est la transformation catalytique de la charge issue de source renouvelable en carburant paraffinique désoxygéné en présence d'hydrogène (hydrotraitement). De nombreux catalyseurs métalliques ou sulfures sont connus pour être actifs pour ce type de réaction. Ces procédés d'hydrotraitement de charge issue de source renouvelable sont déjà bien connus et sont décrits dans de nombreux brevets. On peut citer par exemple les brevets : US 4,992,605, US 5,705,722, EP 1,681,337 et EP 1,741,768. L'utilisation de solides à base de sulfures de métaux de transition permet la production de paraffines à partir de molécule de type ester selon deux voies réactionnelles : - l'hydrodésoxygénation conduisant à la formation d'eau par consommation d'hydrogène et à la formation d'hydrocarbures de nombre de carbone (C n ) égal à celui des chaînes d'acides gras initiales, - la décarboxylation/décarbonylation conduisant à la formation d'oxydes de carbone (monoxyde et dioxyde de carbone : CO et CO 2 ) et à la formation d'hydrocarbures comptant un carbone en moins (C n-1 ) par rapport aux chaînes d'acides gras initiales. L'effluent liquide issu de ces procédés d'hydrotraitement, après séparation, est essentiellement constitué de n-paraffines et est substantiellement exempt d'impuretés soufrées, azotées et oxygénées. Après hydrotraitement et séparation des gaz, la teneur en soufre est typiquement comprise entre 1 et 20 ppm poids, la teneur en azote est généralement comprise entre 0,2 et 30 ppm poids et la teneur en oxygène est généralement inférieure à 2000 ppm poids. Les paraffines présentent un nombre d’atome de carbone typiquement compris entre 9 et 25, qui est principalement dépendant de la composition de la charge à hydrotraiter. Toutefois, cet effluent liquide ne peut généralement pas être incorporé tel quel au pool kérosène ou gazole notamment en raison de propriétés à froid insuffisantes et/ou de températures d’ébullition trop élevées. En effet, les paraffines présentes conduisent à des points d'écoulement hauts et donc à des phénomènes de figeage pour des utilisations à basses températures. Par exemple, l’éicosane (paraffine linéaire à 20 atomes de carbone, C 20 H 42 ) possède une température d’ébullition égale à 340°C et un point de fusion de 37°C. La température d’ébullition de l’éicosane est ainsi compatible avec une incorporation dans un pool gazole mais sa température de fusion peut générer des problèmes de figeage et limiter son utilisation. A titre illustratif, la température limite de filtrabilité pour un gazole hiver est au maximum de -15°C en France selon la norme NF EN 590 . Par ailleurs la température d’ébullition de l’éicosane le rend non incorporable au pool kérosène, pour lequel la température finale de la courbe de distillation D86 doit être inférieure à 300°C selon la norme ASTM D1655. Selon le taux d’incorporation et le pool carburant privilégié (gazole ou kérosène) qui sont visés, il peut être nécessaire d’effectuer une étape d’hydroconversion (réactions d’hydroisomérisation et/ou d’hydrocraquage) pour transformer les paraffines linéaires de l’effluent liquide hydrotraité. L’hydroisomérisation permet de convertir une paraffine linéaire en paraffine branchée avec conservation du nombre d’atomes de carbone de la molécule. Ceci permet d’améliorer les propriétés à froid de l’effluent car les paraffines branchées présentent de meilleures propriétés à froid que les paraffines linéaires. Par exemple le nonadécane possède un point de fusion de 32°C alors que l’un de ses isomères monobranchés, le 7-méthyl-octadécane a un point de fusion de -16°C. L’hydrocraquage permet de convertir une paraffine linéaire en paraffines linéaires ou branchées de plus petit poids moléculaire. Ceci permet d’ajuster au besoin la courbe de distillation de l’effluent pour le rendre compatible avec le pool kérosène. A titre illustratif, l’hydrocraquage d’une molécule d’éicosane peut conduire à la production de deux molécules de 2-méthylnonane. La température d’ébullition du 2-méthylnonane est de 167°C, ce qui est compatible avec une incorporation au pool kérosène. L’étape d’hydroconversion est effectuée sur un catalyseur bifonctionnel présentant à la fois une fonction hydro/déshydrogénante et une fonction acide de Bronsted. Les conditions opératoires peuvent être adaptées pour favoriser les réactions d’hydroisomérisation ou d’hydrocraquage selon les besoins. Dans tous les cas il est souhaitable de minimiser la production de produits de craquage trop légers pour être incorporés dans le pool kérosène ou gazole. Le choix approprié de la phase acide permet de favoriser l’isomérisation des paraffines linéaires longues et de minimiser le craquage. Ainsi la sélectivité de forme des zéolithes monodimensionnelles à pores moyens (10 MR) comme les zéolithes ZSM-22, ZSM-23, NU-10, ZSM-48, ZBM-30 rend leur utilisation particulièrement adaptée pour obtenir des catalyseurs sélectifs envers l’isomérisation. D’autres phases acides de type zéolithiques ou non zéolitiques telles que les alumines halogénées (chlorées ou fluorées notamment), les alumines phosphorées, silice-alumines ou encore les alumines silicées peuvent également être mises en œuvre. Toutefois, il est bien connu que des facteurs autres que la phase acide ont un impact sur l’activité et la sélectivité d’un catalyseur bifonctionnel. L'hydroisomérisation et l’hydrocraquage des normales paraffines ont ainsi fait l'objet de nombreuses études académiques depuis les travaux originels des années soixante de Weisz ou Coonradt et Garwood. Le mécanisme le plus communément admis implique tout d'abord que la n-paraffine soit déshydrogénée en n-oléfine sur la phase hydro-déshydrogénante puis, après diffusion vers la phase acide, qu'elle soit protonée en ion carbénium. Après réarrangement structural et/ou β-scission, les ions carbéniums désorbent de la phase acide sous forme d'oléfines après déprotonation. Puis, après diffusion vers la phase hydro-déshydrogénante, les oléfines sont hydrogénées pour former les produits de réaction finaux. Il convient alors d’avoir une fonction hydro/déshydrogénante suffisamment active vis-à-vis de la fonction acide pour d’une part approvisionner rapidement la phase acide en oléfines et d’autre part pour hydrogéner rapidement les intermédiaires oléfiniques après leur réaction sur la phase acide. Ceci permet d’une part de maximiser l’activité du catalyseur et d’autre part de favoriser l’hydroisomérisation par rapport à l’hydrocraquage lorsque la première réaction est souhaitée, ou de limiter la production de produits de craquage trop légers lorsque la réaction d’hydrocraquage est souhaitée. L’utilisation d’une fonction hydrogénante suffisamment active est également souhaitable afin de limiter la désactivation du catalyseur bifonctionnel par cokage lors de l’hydroconversion de n-paraffines (Alvarez et coll., Journal of Catalysis, 162, 2, 179-189) pour une gamme de conditions opératoires fixées. La proximité entre les deux fonctions du catalyseur peut également avoir un impact sur les performances du catalyseur bifonctionnel. Ainsi, Zecevic et coll. (Nature, 2015, 528, 245-254) ont récemment étudié l’impact de la localisation du platine sur les performances en hydroisomérisation de paraffines longues (n-décane, n-nonadécane, pristane) d’un catalyseur bifonctionnel utilisant la zéolithe USY comme phase acide et une matrice alumine. Il est observé que le catalyseur bifonctionnel pour lequel le platine est déposé sur l’alumine est systématiquement plus sélectif en isomérisation que le catalyseur pour lequel le platine est déposé dans la zéolithe. Au vu de ces résultats l’homme de l’art est donc enclin à privilégier une localisation de la fonction hydrogénante sur la matrice alumine plutôt que sur la phase acide pour améliorer la sélectivité en isomérisation. D’un point de vue de l’activité, la localisation du platine sur la matrice alumine a un impact variable selon la paraffine longue considérée : impact positif en ce qui concerne le n-décane, impact marginal en ce qui concerne le n-nonadécane et enfin impact négatif en ce qui concerne le pristane. Des métaux nobles (Pt, Pd) ou des métaux de transition du groupe VIB (Mo, W) associés à des métaux de transition du groupe VIII (Ni, Co) peuvent tenir le rôle de fonction hydrogénante pour le catalyseur. Les métaux nobles sont employés sous leur forme réduite alors que les métaux de transition le sont sous une forme sulfurée. Pour ces derniers, il existe un effet de synergie connu entre les métaux de transition du groupe VIB et les métaux de transition du groupe VIII, généralement attribué à la décoration des phases sulfures du groupe VIB par les métaux de transition du groupe VIII. On parle alors de phases sulfure de molybdène ou de tungstène promues par du nickel ou du cobalt (« CoMoS », « NiMoS », « NiWS »). Cet effet de synergie se traduit par une augmentation de l’activité catalytique de la phase promue comparativement à une phase non promue. Le choix de la nature de la fonction hydrogénante, de type métal noble ou sulfure, est fonction de différents critères, de nature économique (le prix des métaux nobles est nettement plus élevé que celui des métaux de transition des groupes VIB et VIII) ou de nature chimique (impact de la présence de contaminants). Ainsi, l’activité hydrogénante des métaux nobles est plus élevée que celle des sulfures de métaux de transition lorsque la pression partielle en hydrogène sulfuré (H 2 S) dans le milieu réactionnel est faible voire nulle. A contrario l’activité hydrogénante des sulfures de métaux de transition est plus élevée que celle des métaux nobles lorsque la pression partielle en H 2 S dans le milieu réactionnel devient importante (C. Marcilly, Catalyse acido-basique, volume 2, 2003, éditions Technip). La demande de brevet US2022/0127537 enseigne un procédé d’hydrotraitement d’une charge renouvelable. Ledit procédé comprend une étape d’hydrotraitement de la charge en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydrotraitement pour désoxygéner ladite charge et produire ainsi un effluent hydrotraité. Ledit procédé comprend une étape d’hydroisomérisation, en présence d’hydrogène et d’un catalyseur d’hydroisomérisation, d’un effluent issu de l’effluent hydrotraité pour obtenir un effluent hydroisomérisé. Dans le cas d’un procédé en deux étapes, le catalyseur d’hydroisomérisation utilisé peut comprendre un métal du groupe VIII choisi parmi le Pt et le Pd, seul ou en combinaison et un support qui peut être amorphe ou cristallin choisi parmi l’alumine, la silice alumine amorphe, la ferrierite, ALPO-31, SAPO-11, SAPO-31, SAPO, 37, SAPO-41, SM-3, MgAPSO-31, FU-9, NU-10, NU-23, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-48, ZSM-50, ZSM-57, MeAPO-11, MeAPO-31, MeAPO-41, MgAPSO-11, MgAPSO-31, MgAPSO-41, MgAPSO-46, ELAPSO-11, ELAPSO-3, EMAPSO-41, ELAPSO-11, ELAPSO-31, ELAPSO-41, laumontite, cancrinite, offretite, stillbite sous forme hydrogène, mordenite sous forme magnesium ou calcium, et partheite sous forme calcium ou magnésium, seule ou en combinaison. Dans un premier mode de réalisation, ledit procédé comprend une étape de séparation de l’effluent hydrotraité et/ou de l’effluent isomérisé pour obtenir un effluent vapeur et un effluent liquide ; une étape de distillation de l’effluent liquide ou de l’effluent hydroisomérisé permet de produire une coupe kérosène et une coupe gazole. La coupe gazole subit une étape supplémentaire d’hydrocraquage pour obtenir un effluent hydrocraqué comprenant une coupe kérosène. Le catalyseur d’hydrocraquage comprend un métal du groupe VIII ou un métal du groupe VIB sur un support amorphe de type silice alumine ou sur un support zéolithique. Dans le cas où le catalyseur d’hydrocraquage est zéolithique, la phase active comprend un métal du groupe VIII éventuellement en combinaison avec un métal du groupe VIB. Les zéolithes sont de préférence choisies parmi la mordenite, la stilbite, heulandite, ferrierite, dachiardite, chabazite, erionite et faujasite et de préférence les zéolithes B, X, Y et L et de manière préférée, la zéolithe Y. Ledit procédé permet donc la co-production de coupes gazole et kérosène qui sont séparées par une étape de distillation et la coupe gazole obtenue subit ensuite une étape d’hydrocraquage. Dans un deuxième mode de réalisation, ledit procédé comprend l’obtention d’une coupe gazole à partir de l’effluent hydroisomérisé, ladite coupe gazole est caractérisée en ce que la concentration en normale paraffine d’un nombre de carbone donné est au moins deux fois supérieure à la concentration en normale paraffine correspondante dans ledit effluent hydroisomérisé. Ladite coupe gazole subit une étape d’hydrocraquage ou d’hydroisomérisation pour obtenir un effluent hydrocraqué comprenant une coupe kérosène. Au contraire de la présente invention, ledit procédé comprend donc soit une étape d’hydrocraquage de la coupe gazole obtenue, soit une étape de recycle de ladite coupe gazole dans l’étape d’hydroisomérisation. Dans un troisième mode de réalisation, ledit procédé comprend une étape de séparation dudit effluent hydroisomérisé en un effluent vapeur et un effluent liquide; une étape de distillation de l’effluent liquide ou de l’effluent hydroisomérisé pour obtenir une coupe kérosène et une coupe gazole, et une étape d’hydrocraquage de ladite coupe gazole pour obtenir un effluent hydrocraqué comprenant une coupe kérosène. Ledit procédé permet donc la co-production de coupes gazole et kérosène qui sont séparées par une étape de distillation et la coupe gazole obtenue subit ensuite une étape d’hydrocraquage. La demande de brevet WO23126564 décrit un procédé de production de kérosène comprenant une étape de prétraitement de la charge renouvelable de manière à réduire les impuretés, une étape d’hydrodéoxygénation de la charge prétraitée, une étape de séparation gaz/liquide de l’effluent hydrotraité puis l’hydroisomérisation de l’effluent liquide séparé en présence d’un catalyseur d’hydroisomérisation comprenant un métal noble (de préférence le platine) et un support comprenant une zéolithe 12MR spécifique (de préférence la ZSM-12) présentant une taille de pore inférieur à 0,7 nm, une acidité comprise entre 180 micromol/g et 500 micromol/g mesurée par la méthode NH3-TPD dans laquelle l’acidité est calculée à partir de la quantité de NH3 adsorbée à 200 °C et désorbée entre 100 °C et 500 °C. Le procédé comprend également éventuellement une étape de stabilisation de l’effluent hydroisomérisée et une étape de séparation de l’effluent hydroisomérisé ou de l’effluent stabilisé pour récupérer une coupe kérosène C10-C16 et une coupe essence C5-C9. La demande de brevet WO23126564 ne décrit pas l’utilisation d’un enchainement de catalyseurs spécifiques dans l’étape d’hydroisomérisation. La demande WO15063213 décrit un procédé de conversion d’une charge paraffinique spécifique caractéristique d’une charge paraffinique issue du procédé Fischer Tropsch, comprenant au moins 50% de composés 370°C+ ayant une teneur en paraffine d’au moins 60%, une teneur en aromatiques inférieure à 1%, une teneur en naphtène inférieure à 2%, une teneur en azote inférieure à 0,1%, et une teneur en soufre inférieure à 0,1% dans lequel la charge est convertie pour obtenir un effluent au moins partiellement isomérisée sur un enchainement de 2 catalyseurs en série, un premier catalyseur 1 comprenant de préférence un métal du groupe VIII supporté sur un support acide amorphe et de préférence Pt/SiAl et un deuxième catalyseur 2 plus isomérisant et moins craquant que le premier catalyseur 1 comprenant de préférence un métal du groupe VIII et un tamis moléculaire choisi parmi les zéolithes de type MTW, MTT, TON ou ZSM-48 et de préférence les zéolithes de type MTW. Le catalyseur 2 préféré comprend du Pt ou du Pd et une zéolithe MTW et un liant silice. Un catalyseur 2 très préféré est un catalyseur Pt/ZSM12 traitée à l’ammonium hexafluorosilicate comprenant un liant silice. Le procédé comprend ensuite une étape de séparation de l’effluent isomérisé en une fraction gazole, une fraction kérosène et une fraction résiduelle bouillant au-dessus des distillats moyens. La demande de brevet WO10077476 décrit un procédé de production de gazole à partir d’huile végétale comprenant une étape d’hydrodéoxygénation de la charge pour produire un effluent paraffinique, une étape d’hydroisomérisation et d’hydrocraquage sélective d’une partie dudit effluent paraffinique, suivie d’une étape de séparation finale d’une coupe naphta, d’une coupe LPG et d’une coupe gazole comprenant des paraffines et d’un effluent de recycle comprenant des paraffines et bouillant dans la gamme du gazole, dans lequel la composition de la coupe gazole et de l’effluent de recycle n’ont pas la même composition et éventuellement une coupe kérosène, et le recyclage de l’effluent de recycle (bouillant dans la gamme du gazole) dans l’étape d’hydroisomérisation et d’hydrocraquage sélective. La demande de brevet WO10077476 ne décrit pas l’utilisation d’un enchainement de catalyseurs spécifiques dans l’étape d’hydroisomérisation. De plus, au contraire de la présente invention, le procédé décrit comprend une étape de fractionnement finale permettant la production d’une coupe gazole et d’une coupe kérozène et le recyclage d’une partie de la coupe gazole dans l’étape d’hydroisomérisation. La demande de brevet WO09120242 décrit un procédé de production d’hydrocarbures à partir d’une charge renouvelable par hydrotraitement et déoxygénation de ladite charge pour produire un effluent paraffinique, l’isomérisation d’une partie de l’effluent paraffinique en présence d’un catalyseur d’isomérisation puis le craquage sélectif en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage sélectif pour récupérer l’effluent hydrocarboné, le craquage sélectif peut être fait avant, après ou simultanément à l’isomérisation et que les réactions d’isomérisation et d’hydrocraquage peuvent être réalisées en même temps en présence d’un seul et même catalyseur ou séparément en présence de 2 catalyseurs différents. Les catalyseurs d’isomérisation décrits peuvent comprendre un métal du groupe VIII choisi parmi le Pt et le Pd, seul ou en combinaison et un support qui peut être amorphe ou cristallin choisi parmi l’alumine, la silice alumine amorphe, la ferrierite, ALPO-31, SAPO-11, SAPO-31, SAPO, 37, SAPO-41, SM-3, MgAPSO-31, FU-9, NU-10, NU-23, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-48, ZSM-50, ZSM-57, MeAPO-11, MeAPO-31, MeAPO-41, MgAPSO-11, MgAPSO-31, MgAPSO-41, MgAPSO-46, ELAPSO-11, ELAPSO-3, EMAPSO-41, ELAPSO-11, ELAPSO-31, ELAPSO-41, laumontite, cancrinite, offretite, stillbite sous forme hydrogène, mordenite sous forme magnesium ou calcium, et partheite sous forme calcium ou magnésium, seule ou en combinaison. Les catalyseurs d’hydrocraquage décrits comprennent un support à base de silice alumine, une zéolithe Béta et de l’alumine ou de la silice alumine ou comprennent une zéolithe Y, ou une zéolithe choisie parmi les zéolithe ZSM-5, ZSM-23, ZSM-11 et ZSM-22 et ferrierite. L’élément métallique est choisi parmi le Platine , le palladium, le nickel, l’iridium, le rhodium ou leur mélange. Le procédé prévoit également le recycle d’une fraction des n-paraffines obtenue après hydrotraitement dans l’étape d’hydrotraitement avec un taux de recycle en volume du recycle sur la charge comprise entre 2 et 8 vol. Le brevet CN116024003B décrit un procédé de production de kérosène dans un procédé comprenant une étape d’hydrotraitement, une étape de séparation gaz/liquide de l’effluent hydrotraité puis l’hydrocraquage de l’effluent liquide séparé en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage comprenant un métal du groupe VIII entre 0,1 et 5% pds en oxyde dudit métal et un support comprenant de l’alumine et de la silice alumine, le niveau de conversion, dans l'unité d'hydrocraquage fonctionnant à plus de 270°C, est contrôlé pour être dans une gamme comprise entre 50% et 90%, une étape d’hydroisomérisation de l’effluent hydrocraqué en présence d’un catalyseur d’hydroisomérisation comprenant un métal choisi parmi le Co, Ni, Pd, Pt, Mo et W à une teneur en oxyde correspondant comprise entre 0,2 – 5%pds et un support comprenant de l’alumine et un tamis moléculaire mésoporeux choisi parmi les zéolithes ZSM-22, Nu-10, theta-1, ISI-1, ZSM-23, SAPO-11, SAPO-31, SAPO-41, la teneur en tamis moléculaire étant comprise entre 20 et 80% en poids par rapport à la masse du catalyseur et la teneur en alumine étant comprise entre 15 et 75% en poids. L’effluent hydroisomérisé est ensuite soumis à une étape de séparation gaz/liquide puis le liquide est fractionné pour obtenir une coupe naptha et une coupe kérosène. Au contraire la présente invention prévoit la mise en œuvre d’un enchainement de catalyseurs bien spécifique et différent de celui décrit dans CN116024003B. Dans le sens de la présente invention, les différents modes de réalisation présentés peuvent être utilisés seuls ou en combinaison les uns avec les autres, sans limitation de combinaison. Dans le sens de la présente invention, les différentes plages de paramètres pour une étape donnée telles que les plages de pression et les plages de température peuvent être utilisées seules ou en combinaison. Par exemple, dans le sens de la présente invention, une plage préférée de valeurs de pression peut être combinée avec une plage de valeurs de température plus préférée. Dans la suite du texte, on entend par coupe naphta ou naphta, la fraction hydrocarbonée ayant un point d’ébullition inférieur à la coupe distillats moyens. La coupe distillats moyens présente généralement un point de coupe initial compris entre 120 et 180°C, préférentiellement 120°C. La coupe naphta peut présenter des points d’ébullition compris entre celui des composés hydrocarbonés ayant 5 atomes de carbones par molécule (ou 36°C de point d’ébullition) jusqu’à 216°C et inclut la coupe essence. Dans toute la suite du texte, on entend par coupe kérosène ou kérosène, la coupe ayant des points d’ébullition initiaux et finaux compris entre 120 et 300°C et on entend par coupe gazole ou gazole, une coupe ayant des points d’ébullition initiaux et finaux compris dans un intervalle allant de 120 à 400°C et de préférence entre 120 et 380°C. Dans la suite du texte, les groupes d'éléments chimiques sont donnés selon la classification CAS (CRC Handbook of Chemistry and Physics, éditeur CRC press, rédacteur en chef D.R. Lide, 81ème édition, 2000-2001). Par exemple, le groupe VIII selon la classification CAS correspond aux métaux des colonnes 8, 9 et 10 selon la nouvelle classification IUPAC, et le groupe VIB aux métaux de la colonne 6. Dans la suite du texte, les expressions « compris entre … et … » et « entre …. et … » sont équivalentes et signifient que les valeurs limites de l’intervalle sont incluses dans la gamme de valeurs décrite. Si tel n’était pas le cas et que les valeurs limites n’étaient pas incluses dans la gamme décrite, une telle précision sera apportée par la présente invention. Dans la présente description, l’expression « supérieur à… » est entendue comme strictement supérieur, et symbolisée par le signe « > », et l’expression « inférieur à » comme strictement inférieur, et symbolisée par le signe « AVANTAGES DU PROCEDE SELON L’INVENTION En tentant de développer un procédé de traitement d'une charge issue d'une source renouvelable pour la production sélective d’une coupe kérosène, la demanderesse a découvert que l’utilisation de l’enchainement de deux catalyseurs spécifiques bifonctionnels, comprenant une phase hydrogénante/déshydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB du tableau périodique, pris seuls ou en mélange et un support acide et de préférence la silice alumine, de préférence une silice-alumine pour le premier catalyseur et au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB et un support comprenant une ou plusieurs zéolithes spécifiques choisies parmi les zéolithes de type structural FER , EUO, *MRE, MTW, MOR, et la zéolithe IZM-2 seules ou en mélange et de préférence choisies parmi les zéolithes de code structural MTW et l’IZM-2 pour le second catalyseur, mis en œuvre dans deux étapes d’hydroconversion successives sans étape de fractionnement finale, présentait un fort intérêt. En particulier, le procédé selon l’invention permet d’obtenir une coupe kérosène aux spécifications de la norme ASTM D7566 avec un rendement maximisé en ladite coupe. De plus, ledit procédé permet également d’obtenir alternativement une base gazole incorporable au pool gazole, sans perte de rendement par rapport à un procédé ne mettant pas en œuvre l’enchaînement spécifique de catalytique revendiqué. Objet de l'invention Plus précisément, la présente invention concerne un procédé de traitement d'une charge issue d'une source renouvelable pour produire alternativement une base gazole ou une coupe kérosène comprenant au moins les étapes suivantes et de préférence constitué par : a) une étape d'hydrotraitement de ladite charge en présence d'un catalyseur en lit fixe, ledit catalyseur comprenant une fonction hydrogénante et un support oxyde, à une température comprise entre 200 et 450°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 10 h -1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 70 et 2000 Nm 3 d’hydrogène/m 3 de charge, b) une étape de séparation d'au moins une partie de l’effluent issu de l'étape a) en au moins une fraction gazeuse légère, au moins un effluent liquide hydrocarboné constitué de n-paraffines, et au moins un effluent liquide aqueux, c) une première étape d’hydroconversion d'au moins une partie de l'effluent liquide hydrocarboné issu de l'étape b) en présence d’un premier catalyseur bifonctionnel d’hydroconversion en lit fixe, ledit catalyseur comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB du tableau périodique, pris seuls ou en mélange et un support solide acide comprenant au moins une silice alumine et/ou une ou plusieurs zéolithes, ladite première étape d’hydroconversion étant effectuée à une température comprise entre 250 et 500°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 10 h -1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 70 et 1000 Nm 3 /m 3 de charge, d) une seconde étape d’hydroconversion de la totalité de l’effluent hydrocarboné issu de l’étape c) en présence d’un second catalyseur d’hydroconversion en lit fixe, ledit catalyseur comprenant une phase hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB du tableau périodique et un support comprenant au moins une zéolithe choisie parmi les zéolithes de type structural FER, EUO, *MRE, MTW, MOR, et la zéolithe IZM-2 seules ou en mélange, et au moins un liant, ladite seconde étape d’hydroconversion étant réalisée à une température comprise entre 250 et 500°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 10 h -1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 70 et 1000 Nm 3 /m 3 de charge, e) une étape de séparation d’au moins une partie de l’effluent issu de l’étape c) qui permet de séparer au moins une fraction gazeuse, et au moins un effluent liquide hydrocarboné, f) une étape de stabilisation d’au moins une partie de l’effluent liquide hydrocarboné issu de l’étape d), de manière à séparer trois coupes hydrocarbonées : une fraction gazeuse légère, une coupe hydrocarbonée naphta et alternativement une base gazole ou une coupe kérosène, aucune étape de recycle dans les étapes c) et/ou d) d’hydroconversion, de tout ou partie des effluents liquides hydrocarbonés issus de l’étape d) d’hydroconversion, des effluents de l’étape e) de séparation et/ou des effluents de l’étape f) de stabilisation n’étant mise en œuvre. Un avantage de la présente invention est de fournir un procédé de traitement d'une charge issue d'une source renouvelable permettant de produire une coupe kérosène respectant les spécifications de la norme ASTM D7566, directement en sortie de la deuxième étape d’hydroconversion, sans avoir besoin de fractionner l’effluent obtenu après séparation de la coupe naphta, tout en maximisant le rendement en ladite coupe kérosène, grâce à la mise en œuvre de deux étapes successives d’hydroconversion de l’effluent hydrocarboné issu de l’étape d’hydotraitement et par l’utilisation de catalyseur spécifique pour chaque étape d’hydroconversion. Un autre avantage de la présente invention est de permettre le traitement de charges de sources renouvelables plus lourdes au sein dudit procédé grâce à l’utilisation d’un catalyseur spécifique favorisant le craquage des paraffines longues en première étape d’hydroconversion suivi d’une seconde étape d’hydroconversion plus sélective en hydroisomérisation grâce à l’utilisation d’un deuxième catalyseur spécifique. Un autre avantage de la présente invention est de fournir un procédé de traitement d'une charge issue d'une source renouvelable flexible, dans lequel, selon le pool carburant privilégié (gazole ou kérosène), les conditions opératoires mises-en-œuvres dans l’étape d’hydroconversion pourront avantageusement être ajustées pour produire soit une coupe gazole ou bio-gazole, soit une coupe kérosène ou bio-kérosène. Description détaillée de l’invention Charges La présente invention est particulièrement dédiée à la préparation de bases carburant gazoles et/ou kérosènes correspondant aux nouvelles normes environnementales, à partir de charges issues de sources renouvelables. Les charges issues de sources renouvelables utilisées dans le procédé selon la présente invention sont avantageusement choisies parmi les huiles végétales (par exemple palme, colza, soja), les graisses animales, les huiles de cuisson usagées, les huiles d’origine microbienne (par exemple issues des algues), les huiles de poisson, les huiles de pin, les paraffines longues (cires) issues du procédé Fischer-Tropsch, brutes ou ayant subi un traitement préalable, ou des mélanges de telles charges, contenant 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 graisses animales sont avantageusement choisies parmi le lard ou les graisses composées de résidus de l'industrie alimentaire ou issus des industries de la restauration. Ces charges contiennent essentiellement des structures chimiques de type triglycérides que l'homme du métier connait également sous l'appellation tri ester d'acides gras ainsi que des acides gras libres. Un tri ester d'acide gras est ainsi composé de trois chaînes d'acides gras. Ces chaînes d'acide gras sous forme de tri ester ou sous forme d'acide gras libres, possèdent un nombre d'insaturations par chaîne, également appelé nombre de doubles liaisons carbone carbone par chaîne, généralement compris entre 0 et 3 mais qui peut être plus élevé notamment pour les huiles issues d'algues qui présentent généralement un nombre d'insaturations par chaîne de 5 à 6. Les molécules présentes dans les charges issues de sources renouvelables utilisées dans la présente invention présentent donc un nombre d'insaturations, exprimé par molécule de triglycéride, avantageusement compris entre 0 et 18. Dans ces charges, le taux d'insaturation, exprimé en nombre d'insaturations par chaîne grasse hydrocarbonée, est avantageusement compris entre 0 et 6. Les charges issues de sources renouvelables comportent également des constituants mineurs représentant généralement 1 à 5% de leur composition. Les constituants mineurs peuvent être d’origine naturels ou des composés d’altération et/ou de contamination caractérisés par plusieurs types de structures chimiques (aldéhydes, alcools, acides carboxyliques, hydrocarbures …), différentes polarités et de masses moléculaires très variables. Parmi les constituants naturels les composés dits insaponifiables peuvent représenter 0,1 à 3% de la charge et sont essentiellement composés de stérols, tocophérols, tocotriénols, triterpènes (e.g. squalène), pigments naturels (e.g. caroténoïdes et chlorophylles), alcools gras, cires et hydrocarbures entre autres avec des masses moléculaires allant jusqu’à C40. Les composés d’altération et contaminants viennent des procédés d’extraction, raffinage et utilisation des charges. On peut citer comme composés d’altération les produits de l’oxydation et de la dégradation thermique des lipides tels que les acides gras libres, les peroxydes, les dimères d’acides gras et les polymères de triglycérides. Les charges issues de sources renouvelables comportent généralement également différentes impuretés et notamment des hétéroatomes tels que l'azote. Les teneurs en azote dans les huiles végétales sont généralement comprises entre 1 et 1000 ppm poids environ, selon leur nature. Procédé et catalyseurs Etape a) De manière avantageuse, la charge peut subir préalablement à l'étape a) du procédé selon l'invention une étape de pré-traitement ou pré-raffinage de façon à éliminer, par un traitement approprié, des contaminants tels que des métaux, comme les composés alcalins par exemple sur des résines échangeuses d'ions, les alcalino-terreux et le phosphore. Des traitements appropriés peuvent par exemple être des traitements thermiques et/ou chimiques bien connus de l'homme du métier. Conformément à l'étape a) du procédé selon l'invention, la charge, éventuellement prétraitée, est mise au contact d'un catalyseur en lit fixe à une température comprise entre 200 et 450°C, de préférence entre 220 et 350°C, de manière préférée entre 220 et 320°C, et de manière encore plus préférée entre 220 et 310°C. La pression est comprise entre 1 et 10 MPa, de manière préférée entre 1 et 6 MPa et de manière encore plus préférée entre 1 et 4 MPa. La vitesse spatiale horaire, soit le volume de charge par volume de catalyseur et par heure, est comprise entre 0,1 et 10 h -1 . La charge est mise au contact du catalyseur en présence d'hydrogène. La quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge est telle que le ratio hydrogène/charge est compris entre 70 et 2000 Nm 3 d’hydrogène/m 3 de charge et de manière préférée compris entre 150 et 1000 Nm 3 d’hydrogène/m 3 de charge. Dans l'étape a) du procédé selon l'invention, le catalyseur en lit fixe est avantageusement un catalyseur d’hydrotraitement comprenant une fonction hydro-déshydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB, pris seuls ou en mélange et un support choisi dans le groupe formé par l’alumine, la silice, les silices-alumines, la magnésie, les argiles et les mélanges d’au moins deux de ces minéraux. Ce support peut également avantageusement renfermer d’autres composés et par exemple des oxydes choisis dans le groupe formé par l’oxyde de bore, la zircone, l’oxyde de titane, l’anhydride phosphorique. Le support préféré est un support d’alumine et de manière très préférée d’alumine η, δ ou γ. Ledit catalyseur est avantageusement un catalyseur comprenant des métaux du groupe VIII de préférence choisis parmi le nickel et le cobalt, pris seuls ou en mélange, de préférence en association avec au moins un métal du groupe VIB de préférence choisi parmi le molybdène et le tungstène, pris seuls ou en mélange. La teneur en oxydes de métaux des groupes VIII et de préférence en oxyde de nickel est avantageusement comprise entre 0,5% et 10% en poids d'oxyde de nickel (NiO) et de préférence entre 1% et 5% en poids d'oxyde de nickel et la teneur en oxydes de métaux des groupes VIB et de préférence en trioxyde de molybdène est avantageusement comprise entre 1% et 30% en poids de trioxyde de molybdène (MoO 3 ), de préférence de 5% à 25% en poids, les pourcentages étant exprimés en % poids par rapport à la masse totale du catalyseur. La teneur totale en oxydes de métaux des groupes VIB et VIII dans le catalyseur utilisé dans l'étape a) est avantageusement comprise entre 5% et 40% en poids et de manière préférée comprise entre 6% et 30% en poids par rapport à la masse totale du catalyseur. Ledit catalyseur utilisé dans l'étape a) du procédé selon l'invention doit être avantageusement caractérisé par un fort pouvoir hydrogénant de façon à orienter le plus possible la sélectivité de la réaction vers une hydrogénation conservant le nombre d'atomes de carbone des chaînes grasses, c'est à dire la voie hydrodésoxygénation, ceci afin de maximiser le rendement en hydrocarbures entrant dans le domaine de distillation des kérosènes et/ou des gazoles. C'est pourquoi de manière préférée, on opère à une température relativement basse. Maximiser la fonction hydrogénante permet également de limiter les réactions de polymérisation et/ou de condensation conduisant à la formation de coke qui dégraderait la stabilité des performances catalytiques. De façon préférée on utilise un catalyseur de type Ni ou NiMo. Les métaux du groupe VIII et/ou du groupe VIB sont introduits par toute méthode connue de l’homme du métier, par exemple par imprégnation à sec du support à partir du ou des précurseurs métalliques solubilisés dans un solvant pouvant être l’eau. Un ou plusieurs composés organiques peut être également ajouté lors de cette étape d’imprégnation ou dans une étape d’imprégnation complémentaire. Ces composés organiques peuvent contenir de l’oxygène et/ou de l’azote et/ou du soufre. Par exemple, dans le cas de l’utilisation de composés oxygénés, on peut citer des composés comprenant une ou plusieurs fonctions choisies parmi une fonction carboxylique, alcool, éther, cétone, ester ou carbonate ou encore les composés furaniques ou encore les sucres. Ledit catalyseur utilisé dans l'étape a) d'hydrotraitement du procédé selon l'invention peut également avantageusement contenir un élément dopant choisi parmi le phosphore et le bore, pris seuls ou en mélange. Ledit élément dopant peut être introduit dans la matrice ou de préférence être déposé sur le support. On peut également déposer du silicium sur le support, seul ou avec le phosphore et/ou le bore et/ou le fluor. La teneur en poids d'oxyde dudit élément dopant est avantageusement inférieure à 20% en poids et de manière préférée inférieure à 10% en poids et elle est avantageusement d’au moins 0,001% en poids. Des catalyseurs préférés sont les catalyseurs décrits dans la demande de brevet FR 2 943 071 décrivant des catalyseurs ayant une forte sélectivité pour les réactions d'hydrodésoxygénation. D'autres catalyseurs préférés sont les catalyseurs décrits dans la demande de brevet EP 2 210 663 décrivant des catalyseurs supportés ou massiques comprenant une phase active constituée d'un élément sulfuré du groupe VIB, l'élément du groupe VIB étant le molybdène. Les métaux des catalyseurs utilisés dans l'étape a) d'hydrotraitement du procédé selon l'invention sont des métaux sulfurés ou des phases métalliques et de préférence des métaux sulfurés. On ne sortirait pas du cadre de la présente invention en utilisant dans l'étape a) du procédé selon l'invention, de manière simultanée ou de manière successive, un seul catalyseur ou plusieurs catalyseurs différents. Cette étape peut être effectuée industriellement dans un ou plusieurs réacteurs avec un ou plusieurs lits catalytiques et de préférence à courant descendant de liquide. Ladite étape a) d'hydrotraitement permet l’hydrogénation, l'hydrodésoxygénation, l'hydrodéazotation et l'hydrodésulfuration de ladite charge. Etape b) Conformément à l'étape b) du procédé selon l'invention, une étape de séparation d'au moins une partie et de préférence la totalité de l'effluent issu de l'étape a) est mise en œuvre. Ladite étape b) permet de séparer au moins une fraction gazeuse dite légère riche en hydrogène, au moins un effluent liquide hydrocarboné constitué de n-paraffines, et au moins un effluent liquide aqueux. Ladite fraction gazeuse légère comprend au moins l’hydrogène non converti par les réactions mises en œuvre dans l’étape a), au moins les gaz à un ou plusieurs atomes d’oxygène issus de la décomposition des composés oxygénés dans l’étape a) et au moins les composés C 4 - , c’est-à-dire les composés C 1 à C 4 présentant de préférence un point d’ébullition final inférieur à 20°C. Le but de cette étape est de séparer les gaz des liquides. Plus particulièrement, le but est de récupérer au moins les gaz riches en hydrogène pouvant contenir également des composés tels que CO et CO 2, au moins un effluent hydrocarboné liquide constitué de n-paraffines et au moins un effluent liquide aqueux contenant l’eau produite par les réactions mises en œuvre dans l’étape a). Ledit effluent liquide hydrocarboné présente de préférence une teneur en soufre inférieure à 10 ppm poids, une teneur en azote inférieure à 2 ppm poids. L’effluent liquide hydrocarboné constitué de n-paraffines issu de ladite étape b) comprend avantageusement une teneur en composés bouillant à une température supérieure à 370°C strictement supérieure à 50%, de préférence supérieure à 60%, de manière préférée supérieure à 70% et de manière très préférée supérieure à 90% en poids par rapport à la masse totale dudit effluent. L'étape b) de séparation peut avantageusement être mise en œuvre 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 opérés à chaud ou à froid, et/ou de stripage haute pression et/ou basse pression. L’étape b) permet également la séparation d’au moins un effluent liquide aqueux, de préférence de l’eau. L’élimination d’au moins une partie de l’eau et de préférence la totalité de l’eau peut être réalisée par toutes les méthodes et techniques connues de l’homme du métier. De préférence, l’élimination de l’eau est mise en œuvre par décantation en ballon séparateur ou par séchage ou par passage sur un dessicant ou par flash ou par une combinaison d'au moins deux de ces techniques. La teneur en oxygène atomique de l'effluent liquide hydrocarboné contenant les hydrocarbures paraffiniques issue de l'étape b) du procédé selon l'invention, exprimée en partie par million en poids (ppm) est de préférence inférieure à 10000 ppm, de manière préférée inférieure à 6000 ppm, de manière très préférée inférieure à 1000 ppm poids, de manière encore préférée inférieure à 500 ppm poids. La teneur en ppm poids en oxygène atomique dans ledit effluent liquide hydrocarboné est mesurée par la technique d'absorption infrarouge telle que par exemple la technique décrite dans la demande de brevet US2009/0018374A1. Dans un mode de réalisation préféré, au moins une partie de l’effluent liquide hydrocarboné constitué de n-paraffines issu de ladite étape a) est recyclée à l’étape a) d’hydrotraitement, de sorte que le taux de recycle c’est-à-dire le rapport massique entre le flux dudit effluent liquide recyclé et le flux de charge introduit dans l’étape d’hydrotraitement a) soit inférieur ou égal à 2, de préférence inférieur ou égal à 1,7, de manière préférée inférieur ou égal à 1,5. Il est connu que l’utilisation d’un taux de recycle liquide important permet une meilleure gestion de l’exothermie et en particulier un maintien de la différence de température entre la température de sortie et d’entrée de chaque zone catalytique dans une gamme acceptable pour l’exploitation industrielle du procédé. De façon surprenante, malgré la mise en œuvre d’un taux de recycle liquide faible la présente invention permet une gestion optimisée de l’exothermie au sein des différentes zones catalytiques grâce à la combinaison dudit taux de recycle faible et d’un fort débit d’hydrogène à l’entrée du premier lit. Par ailleurs, l’utilisation d’un recycle liquide faible facilite les revamping d’unités existantes. On entend par « revamping » selon la terminologie anglo-saxonne la révision de la conception d’un équipement déjà en fonctionnement pour en accroître la production, les performances techniques, économiques et environnementales ainsi que la fiabilité. Etape c) Conformément à l'invention, le procédé comprend une première étape c) d’hydroconversion d’au moins une partie et de préférence la totalité de l'effluent liquide hydrocarboné issu de l'étape b) du procédé en présence d'un premier catalyseur bifonctionnel d’hydroconversion en lit fixe, ledit catalyseur comprenant une phase hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique seuls ou en mélange, un support solide acide comprenant une silice-alumine ou une ou plusieurs zéolithes et éventuellement au moins un liant, ladite première étape d’hydroconversion étant effectuée à une température comprise entre 250 et 500°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 10 h -1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 70 et 1000 Nm 3 /m 3 de charge, et de manière préférée entre 150 et 750 Nm 3 /m 3 de charge. Les conditions opératoires de la première étape c) d’hydroconversion sont ajustées pour favoriser les réactions d’hydroisomérisation ou d’hydrocraquage selon les besoins. De préférence, l'étape c) d’hydroconversion opère avantageusement à une température comprise entre 250 et 450°C, et de manière très préférée, entre 250 et 400°C, à une pression comprise entre 2 et 10 MPa et de manière très préférée, entre 3 et 9 MPa, à une vitesse volumique horaire avantageusement comprise entre 0,2 et 7 h -1 et de manière très préférée, entre 0,5 et 5 h -1 à un débit d'hydrogène tel que le rapport volumique hydrogène/charge est avantageusement compris entre 100 et 1000 Nm 3 / m 3 de charge et de manière préférée entre 150 et 1000 Nm 3 / m 3 de charge. Conformément à l’invention, le catalyseur utilisé dans l’étape c) est un catalyseur bifonctionnel comprenant une phase hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou au moins un métal du groupe VIB de la classification périodique seuls ou en mélange, un support un support solide acide comprenant une silice-alumine ou une ou plusieurs zéolithes et éventuellement au moins un liant. La fonction hydro/déshydrogénante Les métaux du groupe VIII sont avantageusement choisis parmi le fer, le cobalt, le nickel, le platine, et le palladium, pris seuls ou en mélange, et de manière préférée parmi le nickel, le cobalt, le platine, et le palladium. Les métaux du groupe VIB sont choisis parmi le tungstène et le molybdène, pris seuls ou en mélange. Dans le cas où les métaux du groupe VIII sont choisis parmi les métaux non nobles, les associations suivantes de métaux sont préférées : nickel-molybdène, cobalt-molybdène, nickel-tungstène, cobalt-tungstène, et de manière très préférée : nickel-molybdène, nickel-tungstène. II est également possible d'utiliser des associations de trois métaux telles que par exemple nickel-cobalt-molybdène ou nickel-molybdène-tungstène. Les métaux du groupe VIII et/ou du groupe VIB sont introduits par toute méthode connue de l’homme du métier, par exemple par imprégnation à sec du support à partir du ou des précurseurs métalliques solubilisés dans un solvant pouvant être l’eau. Un ou plusieurs composés organiques peut être également ajouté lors de cette étape d’imprégnation ou dans une étape d’imprégnation complémentaire. Ces composés organiques peuvent contenir de l’oxygène et/ou de l’azote et/ou du soufre. Par exemple, dans le cas de l’utilisation de composés oxygénés, on peut citer des composés comprenant une ou plusieurs fonctions choisies parmi une fonction carboxylique, alcool, éther, cétone, ester ou carbonate ou encore les composés furaniques ou encore les sucres. La teneur du catalyseur en métal du groupe VIII non noble est avantageusement comprise entre 0,5% et 10% en poids d'oxyde par rapport au poids total dudit catalyseur, de manière préférée entre 1% et 8% en poids d'oxyde et de manière très préférée entre 1,5% et 6% en poids d'oxyde. Dans le cas où les métaux du groupe VIII sont choisis parmi les métaux nobles, la teneur en métal noble du groupe VIII, et de préférence la teneur en platine, dans le catalyseur utilisé dans l’étape c) est comprise entre 0,01% et 4% poids, de manière préférée entre 0,05% et 2% poids, par rapport au poids total dudit catalyseur. La teneur du catalyseur en métal du groupe VIB est avantageusement comprise entre 1% et 50% en poids d'oxyde par rapport au poids total dudit catalyseur, de manière préférée entre 10% et 40% en poids d'oxyde, de manière très préférée entre 15% et 35% en poids d'oxyde. La teneur en éléments est parfaitement mesurée à l'aide de la fluorescence X. Le catalyseur utilisé dans l’étape c) peut également avantageusement comprendre en outre au moins un métal additionnel choisi dans le groupe formé par les métaux des groupes IIIA, IVA et VIIB de la classification périodique des éléments et de préférence choisi parmi le gallium, l'indium, l'étain et le rhénium. Ledit métal additionnel est de préférence choisi parmi l'indium, l'étain et le rhénium. De préférence, la teneur en l’au moins un métal additionnel dans le catalyseur utilisé dans l’étape c) est comprise entre 0,01% et 2% poids, de manière préférée entre 0,05% et 1% poids, par rapport au poids total dudit catalyseur. Dans le cas où le premier catalyseur d’hydroconversion comprend au moins un métal du groupe VIII et au moins un métal du groupe VIB, ledit premier catalyseur est sous forme sulfurée. Dans le cas où le premier catalyseur d’hydroconversion comprend un métal noble du groupe VIII, ledit premier catalyseur est sous forme réduite. Dans un mode de réalisation préféré, le catalyseur comprend au moins un métal du groupe VIII et de préférence le nickel et au moins un métal du groupe VIB et de préférence le tungstène, de préférence actifs sous leur forme sulfurée. Dans un autre mode de réalisation, le catalyseur comprend au moins un métal du groupe VIII et de préférence un métal noble du groupe VIII choisi parmi le platine et le palladium. De manière préférée, le métal du groupe VIII du catalyseur utilisé dans l’étape c) est le platine de préférence actif sous sa forme réduite. La fonction métallique est avantageusement introduite dans le catalyseur par toute méthode connue de l'homme du métier, comme par exemple le comalaxage, l'imprégnation à sec ou l'imprégnation par échange. Selon un mode de réalisation, la teneur en soufre dans le catalyseur d’hydroconversion comprenant un métal noble du groupe VIII est telle que le rapport du nombre de moles de soufre sur le nombre de moles de l’au moins un métal du groupe VIII noble soit compris entre 0,3 et 3. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la présence de soufre dans le catalyseur provient d’une étape de sulfuration optionnelle du catalyseur d’hydroconversion. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la présence de soufre dans le catalyseur provient d’impuretés potentiellement présentes, telles que par exemple dans le liant alumine. Selon un autre mode de réalisation, le catalyseur ne contient pas de soufre. La fonction acide. Conformément à l’invention, le catalyseur utilisé dans l’étape c) comprend au moins un support acide comprenant une silice-alumine et/ou une ou plusieurs zéolithes. Dans le cas où le support acide comprend et est de préférence constitué d’une ou plusieurs zéolithes, lesdites zéolithes sont choisies parmi les zéolithes de type structural FAU, *BEA, ISV, IWR, IWW, MEI, UWY, prises seules ou en mélange et de préférence choisie parmi les zéolithes de type structural FAU et *BEA, prises seules ou en mélange. Dans un mode de réalisation préférée, la zéolithe est choisie parmi la zéolithe Y et la zéolithe béta prises seules ou en mélange et de préférence la zéolithe est la zéolithe Y et de manière très préférée la zéolithe désaluminée USY. De préférence, le catalyseur utilisé dans l’étape c) comprend une teneur en zéolithe comprise entre 1% et 90% en poids, de manière préférée entre 3% et 80% en poids, et plus préférentiellement entre 4% et 60% en poids, de préférence entre 4 et 30% en poids et de manière encore préférée entre 4 et 20% en poids par rapport ou poids total dudit catalyseur. De préférence, le support acide du catalyseur utilisé dans l’étape c) comprend et est de préférence constitué de silice-alumine. Le liant Éventuellement, ledit support du catalyseur utilisé dans l’étape c) peut également comprendre un liant. De préférence ledit support comprend un liant lorsque ledit support comprend une zéolithe. Ledit liant est avantageusement choisi parmi la silice (SiO 2 ), l’alumine (Al 2 O 3 ), les argiles, l’oxyde de titane (TiO 2 ), l’oxyde de bore (B 2 O 3 ) et la zircone (ZrO 2 ) pris seuls ou en mélange. De préférence, ledit liant est choisi parmi la silice et l’alumine et de manière encore plus préférée, ledit liant est l’alumine sous toutes ses formes connues de l'homme du métier, telle que par exemple l'alumine gamma. Un catalyseur d’hydroconversion préféré utilisé dans la première étape c) d’hydroconversion comprend et est de préférence constitué d’au moins du tungstène et/ou du molybdène et au moins du nickel et/ou du cobalt et de préférence du nickel et du tungstène, et une silice-alumine en tant que support acide, sans aucun autre liant. Dans ce cas, ledit catalyseur est sous forme sulfurée. Dans ce cas, ledit catalyseur préféré utilisé dans première étape c) d’hydroconversion, comprend une teneur en tungstène et/ou molybdène avantageusement comprise, en équivalent oxyde, entre 5% et 50% en poids par rapport au catalyseur fini, de manière préférée entre 10% et 40% en poids et de manière très préférée entre 15% et 35% en poids et une teneur en nickel et/ou cobalt avantageusement comprise, en équivalent oxyde, entre 0,5% et 10% en poids par rapport au catalyseur fini, de manière préférée entre 1% et 8% en poids et de manière très préférée entre 1,5 et 6% en poids et une silice-alumine particulière, ladite silice-alumine présentant : - de l’alumine et de la silice avec une teneur massique en silice (SiO 2 ) supérieure à 5% poids et inférieure ou égale à 95% poids, de préférence comprise entre 10 et 80% poids, de manière préférée une teneur en silice supérieure à 20% poids et inférieure à 80% poids et de manière encore plus préférée supérieure à 25% poids et inférieure à 75% poids, la teneur en silice est avantageusement comprise entre 10 et 50% poids - une surface spécifique BET de 100 à 500 m 2 /g, de préférence comprise entre 200 m 2 /g et 450 m 2 /g et de manière très préférée entre 200 m 2 /g et 300 m 2 /g, - un diamètre moyen des mésopores mesuré par porosimétrie au mercure compris entre 3 et 12 nm, de préférence compris entre 3 nm et 11 nm et de manière très préférée entre 4 nm et 10,5 nm, -un volume poreux total mesuré par porosimétrie au mercure compris entre 0,4 et 1,2 ml/g, de préférence entre 0,4 et 1,0 ml/g et de manière très préférée entre 0,4 et 0,8 ml/g, - un volume des macropores, dont le diamètre est supérieur à 50 nm, inférieur à 0,002 ml/g. Le diamètre moyen des mésopores est défini comme étant le diamètre correspondant à l'annulation de la courbe dérivée du volume d'intrusion du mercure obtenue à partir de la courbe de porosité au mercure pour des diamètres de pores compris entre 2 et 50 m. De préférence, le coefficient de répartition des métaux dudit catalyseur préféré est supérieur à 0,1, de préférence supérieur à 0,2 et de manière très préférée supérieur à 0,4. Le coefficient de répartition représente la distribution du métal à l'intérieur du grain de catalyseur. Le coefficient de répartition des métaux peut être mesuré par microsonde de Castaing. Un autre catalyseur d’hydroconversion préféré utilisé dans ladite première étape c) d’hydroconversion comprend et est de préférence constitué d’au moins un métal noble, ledit métal noble étant le platine, et une silice-alumine en tant que support acide, sans aucun autre liant. Dans ce cas, ledit catalyseur est sous forme réduite. De préférence, ledit catalyseur comprend entre 0,05% et 10% en poids, de préférence entre 0,1% et 5% en poids d'au moins un métal noble du groupe VIII, de préférence choisi parmi le platine et le palladium (de manière préférée le platine) déposé sur la silice-alumine, sans aucun autre liant, contenant une quantité de silice (SiO 2 ) comprise entre 1% et 95%, exprimée en pourcentage poids, de préférence entre 5% et 95%, de manière préférée entre 10% et 80% et de manière très préférée entre 20% et 70% et de manière encore plus préférée entre 22% et 45%, ledit catalyseur présentant : - une surface spécifique BET de 100 à 500 m 2 /g, de préférence comprise entre 200 et 450 m 2 /g et de manière très préférée entre 200 et 300 m 2 /g, - un diamètre moyen des mésopores mesuré par porosimétrie au mercure compris entre 4 et 12 nm, de préférence compris entre 4 et 11 nm et de manière très préférée entre 5 et 11 nm, -un volume poreux total mesuré par porosimétrie au mercure compris entre 0,2 et 1,2 ml/g, de préférence entre 0,3 et 1,0 ml/g et de manière très préférée entre 0,3 et 0,9 ml/g, - un volume des macropores mesuré par porosimétrie au mercure, dont le diamètre est supérieur à 50 nm, inférieur à 0,02 ml/g. - une teneur en composés alcalins ou alcalino-terreux inférieure à 300 ppm poids et de préférence inférieure à 200 ppm poids. Le diamètre moyen des mésopores est défini comme étant le diamètre correspondant à l'annulation de la courbe dérivée du volume d'intrusion du mercure obtenue par porosimétrie au mercure pour des diamètres de pores compris entre 3,7 et 50 nm. De préférence, la dispersion du métal noble dudit catalyseur préféré est avantageusement comprise entre 5% et 100%, de manière préférée entre 5% et 90% et de manière très préférée entre 10% et 90%. La dispersion, représentant la fraction de métal accessible au réactif par rapport à la quantité totale de métal du catalyseur, est avantageusement mesurée, par exemple, par titrage H 2/ O 2 ou par microscopie électronique à transmission. De préférence, le coefficient de répartition du métal noble dudit catalyseur préféré est supérieur à 0,1, de préférence supérieur à 0,2 et de manière très préférée supérieur à 0,4. La répartition du métal noble représente la distribution du métal à l'intérieur du grain de catalyseur, le métal pouvant être bien ou mal dispersé. Ainsi, il est possible d'obtenir le platine mal réparti (par exemple détecté dans une couronne dont l'épaisseur est nettement inférieure au rayon du grain), mais bien dispersé c'est-à-dire que tous les atomes de platine, situés en couronne, seront accessibles aux réactifs. Le coefficient de répartition du métal noble peut être mesuré par microsonde de Castaing. De manière très préférée, ledit catalyseur d’hydroconversion préféré utilisé dans ladite première étape c) d’hydroconversion est un catalyseur comprenant et de préférence constitué de platine et d’un support silice alumine, utilisé de préférence sous forme réduite. De préférence, le catalyseur utilisé dans la première étape c) est mis en forme sous la forme d'extrudés cylindriques ou polylobés tels que bilobés, trilobés, polylobés de forme droite ou torsadée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur utilisé dans l’étape c) est mis en forme sous la forme de poudres concassées, de tablettes, d'anneaux, de billes, de roues. D’autres techniques que l'extrusion, telles que le pastillage ou la dragéification, peuvent avantageusement être utilisées. De préférence, quand ledit catalyseur utilisé dans l’étape c) contient un métal noble, ledit metal noble peut avantageusement être réduit. Une des méthodes préférées pour conduire la réduction du métal est le traitement à une température comprise entre 150°C et 650°C et une pression totale comprise entre 0,1 et 25 MPa. Par exemple, une réduction peut comprendre en un palier à 150°C de deux heures puis une montée en température jusqu'à 450°C à la vitesse de 1°C/min puis un palier de deux heures à 450°C ; durant l’étape de réduction, le débit d'hydrogène peut être de 1000 normaux m 3 hydrogène / m 3 catalyseur et la pression totale peut être maintenue constante à 0,1 MPa. Toute méthode de réduction peut avantageusement être envisagée, soit in situ (la réduction du catalyseur est opérée dans l’unité même où la réaction catalytique est réalisée), soit ex situ (la réduction est opérée hors de l’unité où la réaction catalytique est réalisée, avant chargement du catalyseur dans l’unité donc). De préférence, quand ledit catalyseur utilisé dans l’étape c) ne contient pas de métal noble, le(s)dit(s) métal(aux) non noble(s) peuvent avantageusement être sulfurés par toute méthode connue de l’homme du métier à l’aide d’un agent sulfurant, par sulfuration in-situ dans l’unité ou par sulfuration ex-situ avant chargement dans l’unité Etape d) Conformément à l'invention, le procédé comprend une seconde étape d) d’hydroconversion de la totalité de l’effluent hydrocarboné issu de l’étape c) en présence d’un second catalyseur d’hydroconversion en lit fixe, ledit catalyseur comprenant une phase hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB du tableau périodique et un support comprenant au moins une zéolithe choisie parmi les zéolithes de type structural FER , EUO, *MRE, MTW, MOR, et la zéolithe IZM-2 seules ou en mélange, et au moins un liant. Ladite seconde étape d’hydroconversion est réalisée à une température comprise entre 250 et 500°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 10 h -1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 70 et 1000 Nm 3 /m 3 de charge. De préférence, aucune étape de séparation n’est mise en œuvre entre les étapes c) et d) d’hydroconversion. La totalité de l’effluent issu de la première étape c) d’hydroconversion est envoyée dans la deuxième étape d) d’hydroconversion. Les étapes c) et d) peuvent avantageusement être effectuées en lit fixe au sein d’un même réacteur, les premier et deuxième catalyseurs d’hydroconversion pouvant alors être mis en œuvre dans un ou plusieurs lits catalytiques, et de préférence deux lits catalytiques séparés. Les conditions opératoires de la seconde étape d) d’hydroconversion sont ajustées pour favoriser les réactions d’hydroisomérisation ou d’hydrocraquage selon les besoins. De préférence, l'étape d) d’hydroconversion opère avantageusement à une température comprise entre 250 et 450°C, et de manière très préférée, entre 250 et 400°C, à une pression comprise entre 2 et 10 MPa et de manière très préférée, entre 3 et 9 MPa, à une vitesse volumique horaire avantageusement comprise entre 0,2 et 7 h -1 et de manière très préférée, entre 0,5 et 5 h -1 à un débit d'hydrogène tel que le rapport volumique hydrogène/charge est avantageusement compris entre 100 et 1000 Nm 3 / m 3 de charge et de manière préférée entre 150 et 1000 Nm 3 / m 3 de charge. La fonction hydro/déshydrogénante Les métaux du groupe VIII sont avantageusement choisis parmi le fer, le cobalt, le nickel, le platine, et le palladium, pris seuls ou en mélange, et de manière préférée parmi le nickel, le cobalt, le platine, et le palladium. Les métaux du groupe VIB sont choisis parmi le tungstène et le molybdène, pris seuls ou en mélange. Dans le cas où les métaux du groupe VIII sont choisis parmi les métaux non nobles, les associations suivantes de métaux sont préférées : nickel-molybdène, cobalt-molybdène, nickel-tungstène, cobalt-tungstène, et de manière très préférée : nickel-molybdène, nickel-tungstène. II est également possible d'utiliser des associations de trois métaux telles que par exemple nickel-cobalt-molybdène ou nickel-molybdène-tungstène. Les métaux du groupe VIII et/ou du groupe VIB sont introduits par toute méthode connue de l’homme du métier, par exemple par imprégnation à sec du support à partir du ou des précurseurs métalliques solubilisés dans un solvant pouvant être l’eau. Un ou plusieurs composés organiques peut être également ajouté lors de cette étape d’imprégnation ou dans une étape d’imprégnation complémentaire. Ces composés organiques peuvent contenir de l’oxygène et/ou de l’azote et/ou du soufre. Par exemple, dans le cas de l’utilisation de composés oxygénés, on peut citer des composés comprenant une ou plusieurs fonctions choisies parmi une fonction carboxylique, alcool, éther, cétone, ester ou carbonate ou encore les composés furaniques ou encore les sucres. La teneur du catalyseur en métal du groupe VIII non noble est avantageusement comprise entre 0,5% et 8% en poids d'oxyde par rapport au poids total dudit catalyseur, de manière préférée entre 0,5% et 6% en poids d'oxyde et de manière très préférée entre 1% et 4% en poids d'oxyde. Dans le cas où les métaux du groupe VIII sont choisis parmi les métaux nobles, la teneur en métal noble du groupe VIII, et de préférence la teneur en platine, dans le catalyseur utilisé dans l’étape d) est comprise entre 0,01% et 4% poids, de manière préférée entre 0,05% et 2% poids, par rapport au poids total dudit catalyseur. La teneur du catalyseur en métal du groupe VIB est avantageusement comprise entre 1% et 50% en poids d'oxyde par rapport au poids total dudit catalyseur, de manière préférée entre 10% et 40% en poids d'oxyde, de manière très préférée entre 15% et 35% en poids d'oxyde. Le catalyseur utilisé dans l’étape d) peut également avantageusement comprendre en outre au moins un métal additionnel choisi dans le groupe formé par les métaux des groupes IIIA, IVA et VIIB de la classification périodique des éléments et de préférence choisi parmi le gallium, l'indium, l'étain et le rhénium. Ledit métal additionnel est de préférence choisi parmi l'indium, l'étain et le rhénium. De préférence, la teneur en l’au moins un métal additionnel dans le catalyseur utilisé dans l’étape d) est comprise entre 0,01% et 2% poids, de manière préférée entre 0,05% et 1% poids, par rapport au poids total dudit catalyseur. Dans un mode de réalisation préféré, le catalyseur comprend au moins un métal du groupe VIII et de préférence le nickel et au moins un métal du groupe VIB et de préférence le tungstène, de préférence actifs sous leur forme sulfurée. Dans le cas où ledit catalyseur comprend au moins un métal du groupe VIII et au moins un métal du groupe VIB, ledit catalyseur peut également avantageusement contenir un élément dopant choisi parmi le phosphore et le bore, pris seuls ou en mélange et de préférence le phosphore. Ledit élément dopant peut être introduit dans la matrice ou de préférence être déposé sur le support. On peut également déposer du silicium sur le support, seul ou avec le phosphore et/ou le bore et/ou le fluor. La teneur en poids d'oxyde dudit élément dopant en pourcentage poids par rapport au poids total dudit catalyseur est avantageusement inférieure à 20% et de manière préférée inférieure à 10% et elle est avantageusement d’au moins 0,001%. Selon un mode de réalisation, la teneur en soufre dans le catalyseur d’hydroconversion est telle que le rapport du nombre de moles de soufre sur le nombre de moles de l’au moins un métal du groupe VIII noble soit compris entre 0,3 et 3. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la présence de soufre dans le catalyseur provient d’une étape de sulfuration optionnelle du catalyseur d’hydroconversion. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, la présence de soufre dans le catalyseur provient d’impuretés potentiellement présentes, telles que par exemple dans le liant alumine. Selon un autre mode de réalisation, le catalyseur ne contient pas de soufre. Dans un autre mode de réalisation, le catalyseur comprend au moins un métal du groupe VIII et de préférence un métal noble du groupe VIII choisi parmi le platine et le palladium. De manière préférée, le métal du groupe VIII du catalyseur utilisé dans l’étape c) est le platine de préférence actif sous sa forme réduite. La fonction métallique est avantageusement introduite dans le catalyseur par toute méthode connue de l'homme du métier, comme par exemple le comalaxage, l'imprégnation à sec ou l'imprégnation par échange. La fonction acide. Conformément à l’invention, le catalyseur contient au moins une zéolithe choisie parmi les zéolithes de type structural FER, de préférence choisie parmi la ZSM-35 et la ferrierite, prises seules ou en mélange, EUO, de préférence choisie parmi la EU-1 et la ZSM-50, prises seules ou en mélange, *MRE, de préférence choisie parmi la ZSM-48, ZBM-30, EU-2 et EU-11, prises seules ou en mélange, MTW, de préférence choisie parmi la ZSM-12, TPZ-12, Theta-3, NU-13, CZH-5, prises seules ou en mélange, MOR, de préférence choisie parmi la mordénite ou la LZ-211, prises seules ou en mélange, et la zéolithe IZM-2 seules ou en mélange. Les codes structuraux sont définis dans la classification de l’International Zeolite Association (IZA : http://www.iza-structure.org/databases/). La zéolithe peut également être de l’IZM-2, dont le code structural n’est pas connu. De préférence, le catalyseur contient au moins une zéolithe choisie parmi la zéolithe IZM-2 et une zéolithe de type structural MTW de préférence choisie parmi la ZSM-12, TPZ-12, Theta-3, NU-13, CZH-5, prises seules ou en mélange. De manière préférée, le catalyseur contient au moins une zéolithe choisie parmi l’IZM-2 et la ZSM-12, prises seule ou en mélange. Les zéolithes sont, de préférence, essentiellement sous forme acide, c'est-à-dire que le rapport atomique entre le cation de compensation monovalent (par exemple le sodium) et l’aluminium inséré dans le réseau cristallin du solide est avantageusement inférieur à 0,1, de préférence inférieur à 0,05 et de manière très préférée inférieur à 0,01. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, les zéolithes entrant dans la composition dudit catalyseur d'hydroisomérisation sont avantageusement calcinées. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, lesdites zéolithes sont échangées par au moins un traitement par une solution d’au moins un sel d’ammonium de manière à obtenir la forme ammonium des zéolithes qui, une fois calcinée, conduit à la forme acide desdites zéolithes. Selon un mode de réalisation préféré, le catalyseur comprend un support comprenant une zéolithe IZM-2 seule ou un support comprenant une zéolithe ZSM-12 seule. La zéolithe IZM-2 est un solide microporeux cristallisé dont la structure cristalline et le procédé de préparation sont décrits dans la demande de brevet FR2918050A1. Le code structural de la zéolithe IZM-2 n’est pas connu à ce jour. La zéolithe ZSM-12 est un solide microporeux cristallisé dont la structure cristalline est décrite sur le site de l’International Zeolyst Association (http://www.iza-structure.org/). Il s’agit d’une zéolithe monodimensionelle à 12 MR, son code structural est MTW. Un procédé de préparation de cette zéolithe est par exemple décrit dans l’article Synthesis of zeolite ZSM-12 in the system (MTEA) 2 O-Na 2 O-SiO 2 -AI 2 O 3 -H 2 O de S. Ersnt et coll. (Zeolites, 7, 5, 458-462, DOI10.1016/0144-2449(87)90015-7). De préférence, le catalyseur utilisé dans l’étape e) comprend une teneur en zéolithe comprise entre 1% et 90% poids, de manière préférée entre 3% et 80% poids, et plus préférentiellement entre 4% et 60% poids, de préférence entre 4% et 30% poids et de manière encore préférée entre 4% et 20% poids par rapport ou poids total dudit catalyseur. Le liant. De préférence, le liant du support du catalyseur de l’étape e) est amorphe ou cristallisé. De préférence, le liant utilisé dans le support du catalyseur de l’étape e) est avantageusement choisi dans le groupe formé par l'alumine, la silice, la silice-alumine, les argiles, l’oxyde de titane, l’oxyde de bore, la zircone et les aluminates, pris seuls ou en mélange. De préférence, le liant est l’alumine. De manière préférée, ledit liant peut contenir de l'alumine sous toutes ses formes connues de l'homme du métier, telles que par exemple les alumines de type alpha, gamma, êta, delta. De préférence, le catalyseur utilisé dans l’étape e) comprend une teneur en liant comprise entre 10% et 99% poids, par rapport ou poids total dudit catalyseur i.e., de manière à assurer le complément à 100% poids des éléments constituant le catalyseur utilisé dans l’étape e). Selon l’invention, le support du catalyseur comprend la zéolithe en mélange avec un liant. La mise en forme du support sous forme de mélange s’effectue de manière préférée par comalaxage, extrusion puis traitement thermique de la zéolithe avec le liant ou un précurseur du liant, telle que par exemple la boehmite, qui par traitement thermique se transforme en alumine. Un catalyseur de l’étape d) préféré comprend et est de préférence constitué de platine, et d’un support comprenant et de préférence constitué par une zéolithe ZSM-12 et un liant alumine. Dans ce cas, ledit catalyseur est sous forme réduite. Un autre catalyseur de l’étape d) préféré comprend et est de préférence constitué par du platine, et un support comprenant et de préférence constitué par une zéolithe IZM-2 et un liant alumine. Dans ce cas, ledit catalyseur est sous forme réduite. Dans ce cas, le catalyseur utilisé dans la deuxième étape d’hydroconversion c) comprend plus particulièrement, et de préférence est constitué de : - de 1% à 90% poids, de préférence de 3% à 80% poids et de manière encore plus préférée de 4% à 60% poids de zéolithe, de préférence la ZSM-12 ou l’IZM-2; - de 0,01% à 4% poids, de préférence de 0,05% à 2% poids d'au moins un métal du groupe VIIIB, de préférence le platine ; - éventuellement de 0,01% à 2% poids, de préférence de 0,05% à 1% poids d'au moins un métal additionnel choisi dans le groupe formé par les métaux des groupes IIIA, IVA et VIIB ; - éventuellement une teneur en soufre, de préférence telle que le rapport du nombre de moles de soufre sur le nombre de moles de(s) métal(ux) du groupe VIIIB soit compris entre 0,3 et 3 ; et - éventuellement au moins un liant, de préférence l’alumine, assurant le complément à 100% dans le catalyseur, par rapport au poids total du catalyseur de l’étape d). Un autre catalyseur de l’étape d) préféré comprend et est de préférence constitué de nickel et de tungstène, et d’un support comprenant et de préférence constitué par une zéolithe ZSM-12 et un liant alumine. Dans ce cas, ledit catalyseur est sous forme sulfurée. Un autre catalyseur de l’étape d) préféré comprend et est de préférence constitué de nickel et de tungstène, et d’un support comprenant et de préférence constitué par une zéolithe IZM-2 et un liant alumine. Dans ce cas, ledit catalyseur est sous forme sulfurée. Dans ce cas, le catalyseur utilisé dans la deuxième étape d’hydroconversion c) comprend plus particulièrement, et de préférence est constitué de : - de 1% à 90% poids, de préférence de 3% à 80% poids et de manière encore plus préférée de 4% à 60% poids de zéolithe ; - de 0,5% et 10% en poids par rapport au poids total dudit catalyseur, de manière préférée entre 1% et 8% en poids et de manière très préférée entre 1,5 et 6% en poids d'au moins un métal du groupe VIIIB, de préférence le nickel ; - 1% et 50% en poids d'oxyde par rapport au poids total dudit catalyseur, de manière préférée entre 10% et 40% en poids d'oxyde, de manière très préférée entre 15% et 35% en poids d'oxyde, d'au moins un métal du groupe VIB, de préférence le tungstène ; - éventuellement une teneur en poids d'oxyde d’au moins un élément dopant choisi parmi le phosphore et le bore, pris seuls ou en mélange et de préférence le phosphore en pourcentage poids par rapport au poids total dudit catalyseur inférieure à 20% et de manière préférée inférieure à 10% et d’au moins 0,001%, - éventuellement de 0,01% à 2% poids, de préférence de 0,05% à 1% poids d'au moins un métal additionnel choisi dans le groupe formé par les métaux des groupes IIIA, IVA et VIIB ; - éventuellement au moins un liant, de préférence l’alumine, assurant le complément à 100% dans le catalyseur, par rapport au poids total du catalyseur de l’étape d). De préférence, le catalyseur utilisé dans l’étape d) est mis en forme sous la forme d'extrudés cylindriques ou polylobés tels que bilobés, trilobés, polylobés de forme droite ou torsadée. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, le catalyseur utilisé dans l’étape e) est mis en forme sous la forme de poudres concassées, de tablettes, d'anneaux, de billes, de roues. D’autres techniques que l'extrusion, telles que le pastillage ou la dragéification, peuvent avantageusement être utilisées. La mise en forme peut avantageusement également être réalisée en présence des différents constituants du catalyseur et extrusion de la pâte minérale obtenue, par pastillage, mise en forme sous forme de billes au drageoir tournant ou au tambour, coagulation en goutte, "oil-drop", "oil-up", ou tout autre procédé connu d’agglomération d’une poudre contenant de l’alumine et éventuellement d’autres ingrédients choisis parmi ceux mentionnés plus haut. Par ailleurs, les supports mis en œuvre dans le procédé selon la présente invention peuvent avantageusement avoir été traités ainsi qu'il est bien connu de l'homme du métier par des additifs pour faciliter la mise en forme et/ou améliorer les propriétés mécaniques finales des supports. A titre d’exemple d’additifs, on peut citer notamment la cellulose, la carboxyméthyl-cellulose, la carboxy-ethyl-cellulose, du tall-oil, les gommes xanthaniques, des agents tensio-actifs, des agents floculants comme les polyacrylamides, le noir de carbone, les amidons, l’acide stéarique, l’alcool polyacrylique, l’alcool polyvinylique, des biopolymères, le glucose, les polyéthylènes glycols, etc. L'extrusion peut avantageusement être réalisée par n'importe quel outil conventionnel, disponible commercialement. La pâte issue du malaxage est avantageusement extrudée à travers une filière, par exemple à l'aide d'un piston ou d'une mono-vis ou double vis d'extrusion. Cette étape d'extrusion peut avantageusement être réalisée par toute méthode connue de l'homme de métier. Le support du catalyseur mis en œuvre dans l’étape e) selon la présente invention est ensuite avantageusement soumis à une étape de séchage réalisée selon toute technique connue de l’homme du métier. De préférence, le séchage est effectué sous flux d'air. Ledit séchage peut également être avantageusement effectué sous flux de tout gaz oxydant, réducteur ou inerte. De préférence, le séchage est avantageusement effectué entre 50 et 180°C, de manière préférée entre 60 et 150°C et de manière très préférée entre 80 et 130°C. Ledit support, éventuellement séché, subit ensuite de préférence, une étape de calcination. Ladite étape de calcination est avantageusement réalisée en présence d'oxygène moléculaire, par exemple en effectuant un balayage d'air, à une température avantageusement supérieure à 200°C et inférieure ou égale à 1100°C. Ladite étape de calcination peut avantageusement être effectuée en lit traversé, en lit léché ou en atmosphère statique. Par exemple, le four utilisé peut être un four rotatif tournant ou être un four vertical à couches traversées radiales. De préférence, ladite étape de calcination est effectuée entre plus d'une heure à 200°C à moins d'une heure à 1100°C. La calcination peut avantageusement être opérée en présence de vapeur d'eau et / ou en présence d’une vapeur acide ou basique. Par exemple, la calcination peut être réalisée sous pression partielle d’ammoniaque. Des traitements post-calcination peuvent éventuellement être effectués, de manière à améliorer les propriétés du support, par exemple texturales. De préférence, le métal noble contenu dans ledit catalyseur utilisé dans l’étape d) peut avantageusement être réduit. Une des méthodes préférées pour conduire la réduction du métal est le traitement à une température comprise entre 150°C et 650°C et une pression totale comprise entre 0,1 et 25 MPa. Par exemple, une réduction peut comprendre en un palier à 150°C de deux heures puis une montée en température jusqu'à 450°C à la vitesse de 1°C/min puis un palier de deux heures à 450°C ; durant l’étape de réduction, le débit d'hydrogène peut être de 1000 normaux m 3 hydrogène / m 3 catalyseur et la pression totale peut être maintenue constante à 0,1 MPa. Toute méthode de réduction peut avantageusement être envisagée, soit in situ (la réduction du catalyseur est opérée dans l’unité même où la réaction catalytique est réalisée), soit ex situ (la réduction est opérée hors de l’unité où la réaction catalytique est réalisée, avant chargement du catalyseur dans l’unité donc). De préférence, quand ledit catalyseur utilisé dans l’étape c) ne contient pas de métal noble, le(s)dit(s) métal(aux) non noble(s) peuvent avantageusement être sulfurés par toute méthode connue de l’homme du métier à l’aide d’un agent sulfurant, par sulfuration in-situ dans l’unité ou par sulfuration ex-situ avant chargement dans l’unité Dans un mode de réalisation très préféré, la première étape c) d’hydroconversion est mise en œuvre en présence d’un premier catalyseur comprenant et de préférence constitué par au moins un métal noble, ledit métal noble étant le platine, et une silice-alumine en tant que support acide, sans aucun autre liant, ledit premier catalyseur étant sous forme réduite et la deuxième étape d) d’hydroconversion est mise en œuvre en présence d’un deuxième catalyseur comprenant et de préférence constitué par du platine, et un support comprenant une zéolithe ZSM-12 et un liant alumine, sous forme réduite. La proportion du premier catalyseur d’hydroconversion représente avantageusement entre 10 et 90 % et de préférence entre 20 et 80% du volume total de catalyseur, le volume total de catalyseur étant la somme du volume du premier catalyseur d’hydroconversion et du volume du deuxième catalyseur d’hydroconversion. Ces proportions sont applicables que l’étape c) et l’étape d) d’hydroconversion soit mises en œuvre dans des réactions distincts ou dans un même réacteur. Etape e) Conformément à l’invention, le procédé comprend une étape e) de séparation d'au moins une partie et de préférence la totalité de l'effluent issu de l'étape d). Ladite étape e) permet de séparer au moins une fraction gazeuse dite légère et au moins un effluent liquide hydrocarboné. De manière optionnelle, l’étape e) permet également de séparer au moins une partie de l’eau résiduelle et de manière préférée toute l’eau résiduelle. Ladite fraction gazeuse dite légère comprend au moins l’hydrogène non converti par les réactions effectuées dans les étapes c) et d) et au moins une partie des produits de craquage en C 4 - , c’est-à-dire des composés C 1 à C 4 présentant de préférence un point d’ébullition final inférieur à 20°C. Le but de cette étape est de séparer les gaz des liquides. Plus particulièrement, le but est de récupérer au moins les gaz riches en hydrogène, au moins un effluent hydrocarboné liquide riche en paraffines branchées et éventuellement un effluent liquide aqueux contenant une faible quantité d’eau résiduelle (eau résiduelle générée soit par l’hydrodésoxygénation des composés oxygénés résiduels présents dans la charge des étapes c) et d) soit par un léger entrainement d’eau depuis l’étape b) vers les étapes c) et d)). L'étape e) de séparation décrite peut avantageusement être mise en œuvre par toute méthode connue de l'homme du métier telle que par exemple la combinaison d’un ou plusieurs ballons séparateurs haute et/ou basse pression opérés à chaud ou à froid, et/ou de stripage haute pression et/ou basse pression. Ladite étape e) ne nécessite pas l’utilisation d’une colonne de distillation. Ladite étape e) n’est avantageusement pas mise en œuvre dans une colonne de distillation. Etape f) Conformément l’invention, le procédé comprend une étape f) de stabilisation d’au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent liquide hydrocarboné issu de l’étape e). L’étape f) de stabilisation peut être mise en œuvre par toute méthode connue de l’homme du métier telle que par exemple une étape de stripage avantageusement à la vapeur et/ou une séparation au sein de ballons de séparation et/ou une combinaison de ces options. De préférence, ladite étape de stabilisation est une étape de stripage d’au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent liquide hydrocarboné issu de l’étape e). Selon l’invention, ladite étape de stripage permet la séparation d’une fraction gazeuse légère, d’une coupe hydrocarbonée naphta et alternativement d’une coupe gazole ou d’une coupe kérosène. Plus particulièrement, le point de coupe entre les coupes distillats moyens et naphta est ajustable dans la gamme 80-160°C, de manière préférée autour de 120°C. La coupe naphta contient ainsi les composés qui ont un point d’ébullition inférieur à 120°C et la coupe distillats moyens contient les composés qui ont un point d’ébullition supérieur à 120°C. En présence de l’enchainement de catalyseurs spécifiques utilisés conformément à l’invention, les conditions opératoires des étapes c) et d) d’hydroconversion peuvent avantageusement être ajustées pour produire une coupe distillats moyens orientée alternativement soit vers la production bio-kérosène respectant la norme ASTM D7566, soit vers la production d’un base bio-gazole. La valorisation de la coupe bio-naphta n'est pas l'objet de la présente invention, mais cette coupe peut avantageusement être envoyée dans une unité de vapocraquage ou de reformage ou encore valorisée comme base essence en mélange avec d’autres bases essences. Le procédé selon l’invention ne comprend avantageusement pas d’étape d’hydrocraquage d’une partie ou de la totalité de l’effluent issu de l’étape d). De préférence, le procédé selon l’invention ne comprend pas d’étape de fractionnement ou distillation finale de l’effluent issu de l’étape d) d’hydroconversion, après séparation de la coupe naphta. Selon l’invention, le procédé selon l’invention ne comprend pas de recycle dans les étapes c) et/ou d) d’hydroconversion, de tout ou partie des effluents liquides hydrocarbonés issus de l’étape d) d’hydroconversion, des effluents issus de l’étape e) de séparation et/ou des effluents issus de l’étape f) de stabilisation. Description des figures FIG. 1 La FIG. 1 représente les différentes étapes du procédé de production de kérosène renouvelable comprenant une étape d’hydrodésoxygénation et deux étapes d’hydroconversion et utilisant un catalyseur spécifique pour chacune des étapes d’hydroconversion. La charge issue de sources renouvelables est envoyée via la conduite 1 en mélange avec de l’hydrogène d’appoint et/ou recyclé (2) dans une unité a) d’hydrotraitement. L’effluent hydrotraité issu de l’unité a) d’hydrotraitement est soutiré via la conduite 3 et est envoyé dans l’unité b) de séparation tri-phasique qui permet de séparer au moins un effluent gazeux riche en hydrogène (4), et au moins un effluent liquide hydrocarboné (5). L’unité b) permet également d’éliminer au moins une partie de l’eau produite par les réactions d'hydrodésoxygénation et de préférence la totalité de cette eau (6). L’effluent liquide hydrocarboné (5) est envoyé dans une première unité c) d’hydroconversion, en présence d’un flux d’hydrogène d’appoint et/ou recycle (7) pour produire un second effluent (8) qui est envoyé en totalité dans une deuxième unité d) d’hydroconversion d) en présence d’un flux d’hydrogène d’appoint (7b) pour produire un effluent (9) qui est envoyé dans une étape de séparation tri-phasique (e) permettant de séparer un effluent gazeux riche en hydrogène (10) pouvant contenir également des légers tels que la coupe C 1 – C 4 , de l’eau (1) et au moins un effluent liquide hydrocarboné (11). L’effluent liquide hydrocarboné (11) issu de l’unité e) est envoyé dans une unité f) de stabilisation par stripage permettant la séparation d’une fraction gazeuse légère (13), d’une coupe hydrocarbonée naphta (14), et une coupe hydrocarbonée de type distillats moyens, alternativement du biogazole ou du biokérosène (15) ayant un point d’ébullition initial compris entre 100 et 180°C. Les exemples ci-dessous illustrent l’invention sans en limiter la portée. EXEMPLES Exemple 1 : préparation d'un catalyseur d'hydrotraitement (C1). Le catalyseur est un catalyseur industriel à base de nickel, molybdène et phosphore sur alumine avec des teneurs en oxyde de molybdène MoO 3 de 22% poids, en oxyde de nickel NiO de 4% poids et en oxyde de phosphore P 2 O 5 de 5% poids par rapport au poids total du catalyseur fini. Exemple 2 : Préparation d'un catalyseur de première étape d’hydroconversion conforme à l'invention (C2). La poudre de silice-alumine est préparée selon le protocole de synthèse décrit dans le brevet EP1 415 712A. Les quantités d'acide orthosilicique et d’hydrate d’aluminium sont choisies de manière à avoir une composition de 70% en poids d'alumine Al 2 O 3 et 30% en poids de silice SiO 2 dans le solide final. Ce mélange est rapidement homogénéisé dans un broyeur colloïdal commercial en présence d’acide nitrique de façon que la teneur en acide nitrique de la suspension en sortie de broyeur soit de 8% rapportée au solide mixte silice-alumine. Puis la suspension est séchée classiquement dans un atomiseur de manière conventionnelle de 300°C à 60°C. La poudre ainsi préparée est mise en forme dans un bras en Z en présence de 8% d’acide nitrique par rapport au produit anhydre. L’extrusion est réalisée par passage de la pâte au travers d'une filière munie d'orifices de diamètre 1,4 mm. Les extrudés ainsi obtenus sont séchés en étuve à 140°C puis calciné sous débit d'air sec à 550°C puis calcinés à 850°C en présence de vapeur d’eau. Les caractéristiques du support ainsi préparé sont les suivantes : - un diamètre moyen des mésopores mesuré par porosimétrie au mercure de 7,7 nm, - un volume poreux total de 0,49 ml/g, - un volume mésoporeux de 0,47 ml/g, - un volume des macropores, dont le diamètre est supérieur à 50 nm inférieur à 0,01 ml/g, - une surface BET de 240 m²/g, Les extrudés de silice-alumine sont ensuite soumis à une étape d'imprégnation à sec par une solution aqueuse de platine tétramine nitrate, laissés à maturer en maturateur à eau durant 24 heures à température ambiante puis calcinés durant deux heures sous air sec en lit traversé à 450°C (rampe de montée en température de 5°C/min). La teneur pondérale en platine du catalyseur fini après calcination est de 0,57%, sa dispersion mesurée par titrage H 2 /O 2 est de 26%, son coefficient de répartition mesuré par microsonde de Castaing de 0,87. Exemple 3 : Préparation d'un catalyseur de deuxième étape d’hydroconversion conforme à l'invention (C3). Synthèse de la zéolithe IZM-2. La zéolithe IZM-2 a été synthétisée conformément à l'enseignement du brevet FR 2 918 050 B. Une suspension colloïdale de silice connue sous le terme commercial Ludox HS-40 commercialisée par Aldrich, est incorporée dans une solution composée de soude (Prolabo), de structurant dibromure de 1,6bis(méthylpiperidinium)hexane, d’hydroxyde d’aluminium (Aldrich) et d’eau déionisée. La composition molaire du mélange est la suivante : 1 SiO 2 ; 0,0060 Al 2 O 3 ; 0,1666 Na 2 O; 0,1666 1,6bis(méthylpiperidinium)hexane; 33,3333 H 2 O. Le mélange est agité vigoureusement pendant une demi-heure. Le mélange est ensuite transféré, après homogénéisation, dans un autoclave de type PARR. L’autoclave est chauffé pendant 5 jours à 170°C sous agitation en tourne broche (30 tours/min). Le produit obtenu est filtré, lavé à l’eau déionisée pour atteindre un pH neutre puis séché une nuit à 100°C en étuve. Le solide est ensuite introduit dans un four à moufle pour y être calciné afin d’éliminer le structurant. Le cycle de calcination comprend une montée en température jusqu’à 200°C, un palier à cette température de deux heures, une montée en température jusqu’à 550°C suivi d’un palier de huit heures à cette température et enfin un retour à température ambiante. Les montées en température sont effectuées avec une rampe de 2°C/min. Le solide ainsi obtenu est ensuite mis sous reflux durant 2 heures dans une solution aqueuse de nitrate d'ammonium (10 ml de solution par gramme de solide, concentration en nitrate d'ammonium de 3 M) afin d'échanger les cations alcalins sodium par des ions ammonium. Cette étape de mise sous reflux est effectuée quatre fois avec une solution fraiche de nitrate d’ammonium, puis le solide est filtré, lavé à l’eau déionisée et séché en étuve une nuit à 100°C. Enfin, pour obtenir la zéolithe sous sa forme acide (protonée H + ) on réalise une étape de calcination à 550°C durant dix heures (rampe de montée en température de 2°C/min) en lit traversé sous air sec (2 normaux litres par heure et par gramme de solide). Le solide ainsi obtenu a été analysé par Diffraction des Rayons X et identifié comme étant constitué par de la zéolithe IZM-2. Des caractérisations au moyen des méthodes RMN de l’isotope 27 Al, fluorescence X et ICP permettent d’accéder aux résultats suivants pour l’IZM-2 : - pourcentage pondéral d’atomes d’aluminium hexacoordinés Al VI : 5%, - rapport du nombre de moles de silicium divisé par le nombre de moles d'aluminium de réseau, en mole/mole, Si/Al : 72, - rapport du nombre de moles de sodium divisé par le nombre de moles d'aluminium de réseau, en mole/mole, Na/Al : 0,03. Préparation du support IZM-2/alumine. Le support IZM-2/alumine est obtenu par malaxage et extrusion de la zéolithe IZM-2 avec un gel d'alumine de type Pural SB3. La pâte malaxée est extrudée au travers d'une filière quadrilobes de diamètre 1,8 mm. Après séchage en étuve une nuit à 110°C, les extrudés sont calcinés à 500°C durant deux heures (rampe de montée en température de 5°C/min) en lit traversé sous air sec (2 normaux litres par heure et par gramme de solide). La teneur pondérale de la zéolithe IZM-2 dans le support après calcination est de 13% poids. Imprégnation du platine sur le support IZM-2/alumine. L’imprégnation du platine est effectuée par imprégnation à sec en drageoir du support par une solution aqueuse contenant du platine tétramine nitrate Pt(NH 3 ) 4 (NO 3 ) 2 .. Après imprégnation le solide est laissé à maturer durant au moins cinq heures en air laboratoire puis mis à sécher une nuit en étuve à 110°C. Enfin on effectue une étape de calcination sous débit d’air sec (2 normaux litres par heure et par gramme de solide) dans un four tubulaire dans les conditions suivantes : - montée de la température à l'ambiante à 450°C à 5°C/min ; - palier de deux heures à 450°C ; - descente à l'ambiante. La teneur en Pt mesurée par FX sur le catalyseur C3 calciné est de 0,30% en poids, sa dispersion mesurée par titrage H 2 /O 2 est de 50%, son coefficient de répartition mesuré par microsonde de Castaing de 0,92. Exemple 4 : Préparation d'un catalyseur de deuxième étape d’hydroconversion conforme à l'invention (C4). Zéolithe ZSM-12. La zéolithe ZSM-12 est fournie par la société Zeolyst. Le solide a été analysé par Diffraction des Rayons X et identifié comme étant constitué par de la zéolithe ZSM-12. Des caractérisations au moyen des méthodes RMN de l’isotope 27 Al, fluorescence X et ICP permettent d’accéder aux résultats suivants pour la ZSM-12 : - pourcentage pondéral d’atomes d’aluminium hexacoordinés Al VI : 0% ; - rapport du nombre de moles de silicium divisé par le nombre de moles d'aluminium de réseau, en mole/mole, Si/Al : 43 ; - rapport du nombre de moles de sodium divisé par le nombre de moles d'aluminium de réseau, en mole/mole, Na/Al : 0,009. Préparation du support ZSM-12/alumine. Le support ZSM-12/alumine est obtenu par malaxage et extrusion de la zéolithe ZSM-12 avec un gel d'alumine de type Pural SB3. La pâte malaxée est extrudée au travers d'une filière quadrilobes de diamètre 1,8 mm. Après séchage en étuve une nuit à 110°C, les extrudés sont calcinés à 500°C durant deux heures (rampe de montée en température de 5°C/min) en lit traversé sous air sec (2 normaux litres par heure et par gramme de solide). La teneur pondérale de la zéolithe ZSM-12 dans le support après calcination est de 6% poids. Imprégnation du platine sur le support ZSM-12/alumine. L’imprégnation du platine est effectuée par imprégnation à sec en drageoir du support par une solution aqueuse contenant du platine tétramine nitrate Pt(NH 3 ) 4 (NO 3 ) 2 . Après imprégnation le solide est laissé à maturer durant au moins cinq heures en air laboratoire puis mis à sécher une nuit en étuve à 110°C. Enfin on effectue une étape de calcination sous débit d’air sec (2 normaux litres par heure et par gramme de solide) dans un four tubulaire dans les conditions suivantes : - montée de la température à l'ambiante à 450°C à 5°C/min ; - palier de deux heures à 450°C ; - descente à l'ambiante. La teneur en Pt mesurée par FX sur le catalyseur C4 calciné est de 0,30% en poids, sa dispersion mesurée par titrage H 2 /O 2 est de 42%, son coefficient de répartition mesuré par microsonde de Castaing de 0,89. Exemple 5 : Préparation d'un catalyseur de deuxième étape d’hydroconversion non conforme à l'invention (C5). Zéolithe ZSM-23. La zéolithe ZSM-23 est fournie par la société Zeolyst. Le solide a été analysé par Diffraction des Rayons X et identifié comme étant constitué par de la zéolithe ZSM-23. Des caractérisations au moyen des méthodes RMN de l’isotope 27 Al, fluorescence X et ICP permettent d’accéder aux résultats suivants pour l’EU-2 : - pourcentage pondéral d’atomes d’aluminium hexacoordinés Al VI : 0%, - rapport du nombre de moles de silicium divisé par le nombre de moles d'aluminium de réseau, en mole/mole, Si/Al : 24, - rapport du nombre de moles de sodium divisé par le nombre de moles d'aluminium de réseau, en mole/mole, Na/Al : Préparation du support ZSM-23/alumine. Le support EU-2/alumine est obtenu par malaxage et extrusion de la zéolithe ZSM-23 avec un gel d'alumine de type Pural SB3. La pâte malaxée est extrudée au travers d'une filière quadrilobes de diamètre 1,8 mm. Après séchage en étuve une nuit à 110°C, les extrudés sont calcinés à 500°C durant deux heures (rampe de montée en température de 5°C/min) en lit traversé sous air sec (2 normaux litres par heure et par gramme de solide). La teneur pondérale de la zéolithe ZSM-23 dans le support après calcination est de 9% en poids. Imprégnation du platine sur le support ZSM-23/alumine. L’imprégnation du platine est effectuée par imprégnation à sec en drageoir du support par une solution aqueuse contenant du platine tétramine nitrate Pt(NH 3 ) 4 (NO 3 ) 2 . Après imprégnation le solide est laissé à maturer durant au moins cinq heures en air laboratoire puis mis à sécher une nuit en étuve à 110°C. Enfin on effectue une étape de calcination sous débit d’air sec (2 normaux litres par heure et par gramme de solide) dans un four tubulaire dans les conditions suivantes : - montée de la température à l'ambiante à 450°C à 5°C/min, - palier de deux heures à 450°C, - descente à l'ambiante. La teneur en Pt mesurée par FX sur le catalyseur C5 calciné est de 0,32% en poids, sa dispersion mesurée par titrage H 2 /O 2 est de 60%, son coefficient de répartition mesuré par microsonde de Castaing de 0,94. Exemple 6 : hydrotraitement utilisant le catalyseur (C1) d'une charge issue de source renouvelable selon un procédé conforme à l'invention Le catalyseur d’hydrotraitement C1 a été évalué au sein d’une unité pilote, représentative en termes de mise-en-œuvre (conditions opératoires réactionnelles, qualité de séparation de l’effluent) du procédé industriel selon l’invention. Les différentes étapes et opérations unitaires de l’unité pilote mimant la mise-en-œuvre industrielle du procédé selon l’invention sont décrites ci-après. Dans un réacteur régulé en température de manière à assurer un fonctionnement isotherme et à lit fixe chargé de 190 ml de catalyseur d'hydrotraitement C1, le catalyseur étant préalablement sulfuré, on effectue l’hydrotraitement d’une huile de cuisson usagée pré-raffinée de densité 924 kg/m 3 présentant une teneur en oxygène de 11,3% en poids. La distribution en acide gras, l’indice d’acide, la teneur en insaponifiables et les polymères de triglycérides de l'huile de cuisson usagée est détaillée dans le tableau 1. Préalablement à l’étape d’hydrotraitement, ladite charge est additivée avec du diméthyldisulfure afin d’ajuster sa teneur en soufre à 50 ppm en poids. Huile de Cuisson Usagée Composition en acide gras % pds 8:0 0,07 12:0 14:0 0,19 15:0 16:0 8,38 16:1 0,52 17:0 0,06 17:1 18:0 3,72 18:1 trans 0,17 18:1 cis 43,21 18:2 trans 0,26 18:2 cis 40,99 18:3 trans 0,06 18:3 cis 0,65 20:0 0,27 20:1 0,27 22:0 0,64 22:1 24:0 0,31 24:1 Teneur en acides gras, g/100 g 95,152 Indice d’acide mg KOH/g 11,6 Teneurs en insaponifiables, g/100 g 0,65 Polymères de Triglycérides, % pds 7,0 Tableau 1 : Caractéristiques de la charge renouvelable huile de cuisson usagée utilisée comme charge pour l’étape d’hydrotraitement. Avant l’hydrotraitement de la charge, le catalyseur est sulfuré in-situ dans l’unité, avec un isane additivé de 2% en poids de diméthyldisulfure, sous une pression totale de 5,1 MPa, un rapport hydrogène / gazole additivé de 700 Nm 3 par m 3 . Le volume de isane additivé par volume de catalyseur et par heure est fixé à 1 h -1 . La sulfuration est effectuée durant 12 heures à 350°C, avec une rampe de montée en température de 10°C par heure. Après sulfuration, les conditions opératoires de l’unité sont ajustées afin d’effectuer l’hydrotraitement de la charge : - VVH (volume de charge / volume de catalyseur / heure) : 1 h -1 , - pression totale de travail : 5,1 MPa, - rapport hydrogène / charge : 700 Nm 3 d’hydrogène / m 3 de charge, - température : 310°C. L’hydrogène employé est fourni par Air Product et présente une pureté supérieure à 99.999% en volume. Étape de séparation de l'effluent issu de l’étape d’hydrotraitement selon l’exemple 6 La totalité de l'effluent hydrotraité issu de l'étape d’hydrotraitement selon l’exemple 6 est séparée à l'aide d'un séparateur gaz/liquide de manière à récupérer une fraction légère contenant majoritairement de l'hydrogène, du propane, de l'eau sous forme de vapeur, des oxydes de carbone (CO et CO 2 ) et de l'ammoniac et un effluent hydrocarboné liquide majoritairement constitué d'hydrocarbures linéaires. L'eau présente dans l'effluent hydrocarboné liquide est éliminée par décantation. L'effluent hydrocarboné liquide ainsi obtenu contient une teneur en oxygène atomique inférieure à 80 ppm poids, ladite teneur en oxygène atomique étant mesurée par la technique d'adsorption infrarouge décrite dans la demande de brevet US2009/0018374, et une teneur en soufre de 2 ppm poids et une teneur en azote inférieure à 1 ppm poids, lesdites teneurs en azote et en soufre étant mesurées respectivement par chimiluminescence et par fluorescence UV. La densité selon l’ASTM D4052 et la courbe de distillation simulée selon l’ASTM D2887 sont également mesurées sur les effluents hydrocarbonés liquides. L’effluent hydrocarboné liquide est majoritairement composé de paraffines; sa composition en normale paraffines est mesurée par chromatographie en phase gazeuse couplée à un détecteur à ionisation de flamme. Les caractéristiques obtenues sur l’effluent hydrocarboné liquide sont fournies dans le tableau 2. l’effluent hydrocarboné liquide Teneur en oxygène, ppm Teneur en soufre, ppm Teneur en azote, ppm Masse volumique à 15°C, kg/m 3 791 Distillation Simulée °C IBP (0,05%pds) 10% pds 50% pds 90% pds 95% pds 96% pds 97% pds 98% pds 99% pds FBP (99,5% pds) 236,7 302,9 321,9 324,4 331,0 366,1 404,7 457,3 469,6 480,6 Distribution des n-Paraffines par nombre de carbone % pds nC8 nC9 nC10 nC11 nC12 nC13 nC14 nC15 nC16 nC17 nC18 nC19 nC20 nC21 nC22 nC23 nC24 0,08 0,07 0,09 0,04 0,09 0,11 0,19 1,04 7,10 11,36 74,66 0,58 0,61 0,16 0,68 0,01 0,32 Tableau 2 : Composition de l’effluent hydrocarboné liquide utilisé comme charge pour l’hydroconversion. Exemple 7 non conforme à l’invention : hydroconversion de l’effluent hydrocarboné liquide issu de l’exemple 6 et utilisant uniquement le catalyseur C4 pour la production de kérosène Le catalyseur d’hydroconversion C4 a été évalué au sein d’une unité pilote, représentative en termes de mise-en-œuvre (conditions opératoires réactionnelles, qualité de séparation de l’effluent) du procédé industriel non conforme selon l’invention. Les différentes étapes et opérations unitaires de l’unité pilote mimant la mise-en-œuvre industrielle du procédé non conforme selon l’invention sont décrites ci-après. Dans un réacteur régulé en température de manière à assurer un fonctionnement isotherme et à lit fixe chargé de 50 ml de catalyseur d’hydroconversion C4, le catalyseur étant préalablement activé par réduction, on effectue l’hydroconversion de l’effluent hydrocarboné liquide issu de l’exemple 6. Le catalyseur C4 subit une étape de réduction sous hydrogène in-situ dans l’unité, sous une pression totale de 5,1 MPa, un rapport hydrogène / volume de catalyseur de 700 Nm 3 par m 3 . La réduction est effectuée durant 2 heures à 400°C, avec une rampe de montée en température de 10°C par heure. Après réduction, les conditions opératoires de l’unité sont ajustées afin d’effectuer l’hydroconversion de l’effluent hydrocarboné liquide dans la gamme de conditions opératoires suivantes : - VVH (volume de charge / volume de catalyseur / heure) = 1 h -1 , - pression totale de travail : 5,1 MPa, - rapport hydrogène / charge : 350 Nm 3 d’hydrogène / m 3 de charge. L’hydrogène utilisé et entrant dans l'étape d’hydroconversion est fourni par Air Product, il présente une pureté supérieure à 99,999% en volume, il est exempt d’hydrogène sulfuré. En sortie du réacteur d’hydroconversion, l’effluent réactionnel est envoyé vers une étape de séparation gaz liquide réalisée au moyen d’un ballon de flash opéré à une pression comparable à celle du réacteur d’hydroconversion. La phase gaz riche en hydrogène est envoyée vers la sortie gaz de l’unité. La phase hydrocarbure liquide est détendue en pression et envoyée vers un strippeur de sorte à stabiliser l’effluent liquide hydroconverti, la phase gaz récoltée en tête de strippeur est également envoyée vers la sortie gaz de l’unité. En sortie gaz d’unité, une analyse en ligne par chromatographie en phase gazeuse et un compteur gaz permettent de calculer la masse d’hydrocarbures légers produits (essentiellement des hydrocarbures possédant 1 à 5 atomes de carbone) et présent dans le flux d’hydrogène. L’effluent liquide obtenu est pesé séparément, étêté à 120°C pour éliminer la fraction naphta, l’effluent liquide 120°C + est alors repesé et analysé, notamment par une mesure du point de disparition des cristaux (fonctionnement du procédé non conforme en cible kérosène). Des paliers de température dans la gamme 250 à 400°C ont été effectués afin d’ajuster la sévérité de l’unique étape d’hydroconversion. La mesure (typiquement journalière) du point de disparition des cristaux (fonctionnement du procédé non conforme en cible kérosène) de l’effluent liquide 120°C + permet de suivre l’évolution des performances du catalyseur à chaque palier de température. Pour chaque température, la durée de test est prolongée jusqu’à obtenir un point de disparition des cristaux stable (fonctionnement du procédé non conforme en cible kérosène). Une fois le point de disparition des cristaux stable, le rendement en coupe 120°C + (kérosène) aux bornes du procédé non conforme est déterminé selon le calcul suivant : Rendement 120°C + (kérosène) = [(masse effluent liquide 120°C + ) / (masse de charge)] x 100, la charge correspondant ici à l’effluent hydrocarboné issu de l’exemple 5. La masse effluent liquide 120°C + correspond à la quantité de liquide 120°C + accumulée sur une certaine période de temps, typiquement 24 heures, et la masse de charge correspond à la quantité de charge injectée dans l’étape d’hydroconversion durant la même période de temps. L’ajustement de température a été réalisé de sorte à atteindre une coupe kérosène respectant les spécifications de la norme ASTM D7566. Les caractéristiques obtenues sur la coupe kérosène selon l’exemple 7 non conforme, ainsi que les conditions opératoires et le rendement en kérosène associé sont reportés dans le tableau récapitulatif 3. Exemple 8 conforme à l’invention : hydroconversion de l'effluent hydrocarboné liquide issu de l’exemple 6 selon un procédé conforme, et utilisant un enchainement de catalyseurs C2 suivi d’un catalyseur C4 dans un même réacteur pour la production de kérosène Dans un réacteur régulé en température de manière à assurer un fonctionnement isotherme et à lit fixe chargé de 25 ml de catalyseur d’hydroconversion C2 (tête de lit) et de 25 ml de catalyseur d’hydroconversion C4 (fond de lit), les catalyseurs étant préalablement activés par réduction, on effectue l’hydroconversion de l’effluent hydrocarboné liquide issu de l’exemple 6. Ledit effluent hydrocarboné liquide est donc d’abord en contact avec le catalyseur C2. Les catalyseurs C2 et C4 subissent une étape de réduction sous hydrogène in-situ dans l’unité, sous une pression totale de 5,1 MPa, un rapport hydrogène / volume total de catalyseur de 700 Nm 3 par m 3 . La réduction est effectuée durant 2 heures à 400°C, avec une rampe de montée en température de 10°C par heure. Les catalyseurs d’hydroconversion C2 et C4 ont été évalués au sein d’une unité pilote, représentative en termes de mise-en-œuvre (conditions opératoires réactionnelles, qualité de séparation de l’effluent) du procédé industriel selon l’invention. Les différentes étapes et opérations unitaires de l’unité pilote mimant la mise-en-œuvre industrielle du procédé selon l’invention sont identiques en tout point à celles décrites dans l’exemple 7, non conforme à l’invention. Les caractéristiques obtenues sur la coupe kérosène selon l’exemple 8 conforme, ainsi que les conditions opératoires et le rendement en kérosène associé sont reportés dans le tableau récapitulatif 3. Le procédé conforme selon l’exemple 8 permet de produire une coupe kérosène respectant les spécifications de la norme ASTM D7566 avec un rendement amélioré par rapport à celui obtenu selon l’exemple 7 non-conforme. Le gain en rendement est de 13.5 % poids. Exemple 9 conforme à l’invention : hydroconversion de l'effluent hydrocarboné liquide issu de l’exemple 5 selon un procédé non conforme, et utilisant un enchainement de catalyseurs C2 suivi d’un catalyseur C3 dans un même réacteur pour la production de kérosène Les catalyseurs d’hydroconversion C2 et C3 ont été évalués au sein d’une unité pilote, représentative en termes de mise-en-œuvre (conditions opératoires réactionnelles, qualité de séparation de l’effluent) du procédé industriel selon l’invention. Les différentes étapes et opérations unitaires de l’unité pilote mimant la mise-en-œuvre industrielle du procédé selon l’invention sont identiques en tout point à celles décrites dans l’exemple 8 conforme à l’invention. Le procédé conforme selon l’exemple 9 permet de produire une coupe kérosène respectant les spécifications de la norme ASTM D7566 avec un rendement plus favorable que celui obtenu selon l’exemple 7 non-conforme. Le gain en rendement est de 12.9 % poids. L’utilisation du procédé conforme à l’invention, réalisé au moyen d’un enchainement de deux catalyseurs spécifique C2 puis C3 dans un même réacteur, permet donc de maintenir la sélectivité globale du procédé en la coupe kérosène 120°C + d’intérêt pour ledit procédé. Exemple 10 non conforme à l’invention : hydroconversion de l’effluent hydrocarboné liquide issu de l’exemple 5 selon un procédé conforme, et utilisant un enchainement de catalyseurs C2 suivi d’un catalyseur C5 dans un même réacteur pour la production de kérosène Les catalyseurs d’hydroconversion C2 et C5 ont été évalués au sein d’une unité pilote, représentative en termes de mise-en-œuvre (conditions opératoires réactionnelles, qualité de séparation de l’effluent) du procédé industriel selon l’invention. Les différentes étapes et opérations unitaires de l’unité pilote mimant la mise-en-œuvre industrielle du procédé selon l’invention sont identiques en tout point à celles décrites dans l’exemple 8, conforme à l’invention. Les caractéristiques obtenues sur la coupe kérosène selon l’exemple 10 non conforme, ainsi que les conditions opératoires et le rendement en kérosène associé sont reportés dans le tableau récapitulatif 3. Le procédé non conforme selon l’exemple 10 utilisant un catalyseur C5 non conforme permet de produire une coupe kérosène respectant les spécifications de la norme ASTM D7566 avec un rendement proche de l’exemple 7 non conforme, moins favorable que ceux obtenus avec le procédé conforme mettant en œuvre les catalyseurs C3 ou C4. La perte de rendement est de 12.9% poids par rapport au procédé conforme mettant en œuvre le catalyseur C3, et de 13.5% par rapport au procédé conforme mettant en œuvre le catalyseur C4. Tableau 3 récapitualtif Exemple 11 non conforme à l’invention : hydroconversion de l’effluent hydrocarboné liquide issu de l’exemple 5 et utilisant uniquement le catalyseur C4 pour la production de gazole (Pt/ZSM-12) Le catalyseur d’hydroconversion C4 a été évalué au sein d’une unité pilote, dont les différentes étapes et opérations unitaires de l’unité pilote mimant la mise-en-œuvre industrielle du procédé selon l’invention sont identiques en tout point à celles décrites dans l’exemple 7, non conforme à l’invention, la seule différence réside dans l’ajustement des condition opératoires de manière à atteindre une température limite de filtrabilité (TLF) égale à -15°C sur la coupe 120°C + produite, représentative d’une cible carburant « gazole hiver » selon la norme NFEN590. Les caractéristiques obtenues sur la coupe gazole selon l’exemple 11 non conforme, ainsi que les conditions opératoires et le rendement en coupe gazole associé sont reportés dans le tableau récapitulatif 4. Exemple 12 conforme à l’invention : hydroconversion de l'effluent hydrocarboné liquide issu de l’exemple 5 selon un procédé conforme, et utilisant un enchainement de catalyseurs C2 suivi d’un catalyseur C4 dans un même réacteur pour la production de gazole Les catalyseurs d’hydroconversion C2 et C4 ont été évalués au sein d’une unité pilote, représentative en termes de mise-en-œuvre (conditions opératoires réactionnelles, qualité de séparation de l’effluent) du procédé industriel selon l’invention. Les différentes étapes et opérations unitaires de l’unité pilote mimant la mise-en-œuvre industrielle du procédé selon l’invention sont identiques en tout point à celles décrites dans l’exemple 8, conforme à l’invention. La différence réside dans le taux de conversion de l’étape d’hydroconversion, qui est ajusté de manière à atteindre une température limite de filtrabilité (TLF) égale à -15°C sur la coupe 120°C + produite, représentative d’une cible carburant « gazole hiver ». Les caractéristiques obtenues sur la coupe gazole selon l’exemple 12 conforme, ainsi que les conditions opératoires et le rendement en coupe gazole associé sont reportés dans le tableau récapitulatif 4. Le procédé conforme selon l’exemple 12 utilisant un enchainement des catalyseurs C2 et C4 permet de produire une base gazole présentant des propriétés à froid souhaitées notamment par exemple celles de la norme européenne EN590 avec un rendement global du procédé égal à l’exemple 11 non-conforme. Les performances du procédé conforme ne sont donc pas dégradées par rapport à celles du procédé non conforme pour la production d’une base gazole. Tableau 4 récapitulatif pour la production de gazole. Procédé de traitement d'une charge issue d'une source renouvelable pour produire alternativement une base gazole ou une coupe kérosène comprenant au moins les étapes suivantes et de préférence constitué par : a) une étape d'hydrotraitement de ladite charge en présence d'un catalyseur en lit fixe, ledit catalyseur comprenant une fonction hydrogénante et un support oxyde, à une température comprise entre 200 et 450°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 10 h -1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 70 et 2000 Nm 3 d’hydrogène/m 3 de charge, b) une étape de séparation d'au moins une partie de l’effluent issu de l'étape a) en au moins une fraction gazeuse légère, au moins un effluent liquide hydrocarboné constitué de n-paraffines, et au moins un effluent liquide aqueux, c) une première étape d’hydroconversion d'au moins une partie de l'effluent liquide hydrocarboné issu de l'étape b) en présence d’un premier catalyseur bifonctionnel d’hydroconversion en lit fixe, ledit catalyseur comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB du tableau périodique, pris seuls ou en mélange et un support solide acide comprenant au moins une silice alumine et/ou une ou plusieurs zéolithes, ladite première étape d’hydroconversion étant effectuée à une température comprise entre 250 et 500°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 10 h -1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 70 et 1000 Nm 3 /m 3 de charge, d) une seconde étape d’hydroconversion de la totalité de l’effluent hydrocarboné issu de l’étape c) en présence d’un second catalyseur d’hydroconversion en lit fixe, ledit catalyseur comprenant une phase hydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB du tableau périodique et un support comprenant au moins une zéolithe choisie parmi les zéolithes de type structural FER, EUO, *MRE, MTW, MOR et la zéolithe IZM-2 seules ou en mélange, et au moins un liant, ladite seconde étape d’hydroconversion étant réalisée à une température comprise entre 250 et 500°C, à une pression comprise entre 1 et 10 MPa, à une vitesse spatiale horaire comprise entre 0,1 et 10 h -1 et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 70 et 1000 Nm 3 /m 3 de charge, e) une étape de séparation d’au moins une partie de l’effluent issu de l’étape c) qui permet de séparer au moins une fraction gazeuse, et au moins un effluent liquide hydrocarboné, f) une étape de stabilisation d’au moins une partie de l’effluent liquide hydrocarboné issu de l’étape d), de manière à séparer trois coupes hydrocarbonées : une fraction gazeuse légère, une coupe hydrocarbonée naphta et alternativement une base gazole ou une coupe kérosène, aucune étape de recycle dans les étapes c) et/ou d) d’hydroconversion, de tout ou partie des effluents liquides hydrocarbonés issus de l’étape d) d’hydroconversion, des effluents de l’étape e) de séparation et/ou des effluents de l’étape f) de stabilisation n’étant mise en œuvre. Procédé selon la revendication 1 dans lequel la charge issue de sources renouvelables est choisie parmi les huiles végétales les graisses animales, les huiles de cuisson usagées, les huiles d’origine microbienne, les huiles de poisson, les huiles de pin, les paraffines longues (cires) issues du procédé Fischer-Tropsch, brutes ou ayant subi un traitement préalable, ou des mélanges de telles charges, contenant des triglycérides et/ou des acides gras libres et/ou des esters. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel dans l’étape a), la charge est mise au contact d'un catalyseur en lit fixe à une température comprise 220 et 350°C, à une pression est comprise entre 1 et 6 MPa, en présence d'hydrogène et en présence d'une quantité totale d'hydrogène mélangée à la charge telle que le ratio hydrogène/charge soit compris entre 150 et 1000 Nm3 d’hydrogène/m3 de charge. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 dans lequel le catalyseur d’hydrotraitement utilisé dans l’étape a) comprenant une fonction hydro-déshydrogénante comprenant au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VIB, pris seul ou en mélange et un support choisi dans le groupe formé par l’alumine, la silice, les silices-alumines, la magnésie, les argiles et les mélanges d’au moins deux de ces minéraux. Procédé selon l’une des revendications 1 à 4 dans lequel l’effluent liquide hydrocarboné constitué de n-paraffines issu de ladite étape b) comprend une teneur en composés bouillant à une température supérieure à 370°C strictement supérieure à 50%, de préférence supérieure à 60%, de manière préférée supérieure à 70% et de manière très préférée supérieure à 90% en poids par rapport à la masse totale dudit effluent. Procédé selon l’une des revendication 1 à 5 dans lequel au moins une partie de l’effluent liquide hydrocarboné constitué de n-paraffines issu de ladite étape a) est recyclée à l’étape a) d’hydrotraitement, de sorte que le taux de recycle c’est-à-dire le rapport massique entre le flux dudit effluent liquide recyclé et le flux de charge introduit dans l’étape d’hydrotraitement a) soit inférieur ou égal à 2, de préférence inférieur ou égal à 1,7, de manière préférée inférieur ou égal à 1,5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 dans lequel un catalyseur d’hydroconversion utilisé dans première étape c) d’hydroconversion comporte du nickel et du tungstène, et une silice-alumine en tant que support, sans aucun autre liant. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 dans lequel un catalyseur d’hydroconversion utilisé dans première étape c) d’hydroconversion comprend et est de préférence constitué d’au moins un métal noble, ledit métal noble étant le platine, et une silice-alumine en tant que support acide, sans aucun autre liant. Procédé selon l’une des revendications 1 à 8 dans lequel le catalyseur utilisé dans la deuxième étape d) d’hydroconversion contient au moins une zéolithe choisie parmi la zéolithe IZM-2 et une zéolithe de type structural MTW de préférence choisie parmi la ZSM-12, TPZ-12, Theta-3, NU-13, CZH-5, prises seules ou en mélange et de préférence au moins une zéolithe choisie parmi l’IZM-2 et la ZSM-12, prises seule ou en mélange. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9 dans lequel le catalyseur utilisé dans la deuxième étape d) d’hydroconversion comprend et est de préférence constitué de platine, et d’un support comprenant et de préférence constitué par une zéolithe ZSM-12 et un liant alumine. Dans ce cas, ledit catalyseur est sous forme réduite. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9 dans lequel un catalyseur utilisé dans la deuxième étape d) d’hydroconversion comprend et est de préférence constitué par du platine, et un support comprenant et de préférence constitué par une zéolithe IZM-2 et un liant alumine, dans ce cas, ledit catalyseur est sous forme réduite. Procédé selon l'une des revendications 1 à 11 dans lequel la première étape c) d’hydroconversion est mise en œuvre en présence d’un premier catalyseur comprenant et de préférence constitué par au moins un métal noble, ledit métal noble étant le platine, et une silice-alumine en tant que support acide, sans aucun autre liant, ledit premier catalyseur étant sous forme réduite et la deuxième étape d) d’hydroconversion est mise en œuvre en présence d’un deuxième catalyseur comprenant et de préférence constitué par du platine, et un support comprenant une zéolithe ZSM-12 et un liant alumine, sous forme réduite. Procédé selon l’une des revendications 1 à 12 dans lequel La proportion du premier catalyseur d’hydroconversion représente entre 10 et 90 % et de préférence entre 20 et 80% du volume total de catalyseur, le volume total de catalyseur étant la somme du volume du premier catalyseur d’hydroconversion et du volume du deuxième catalyseur d’hydroconversion.