FR 3157426 A1 20250627 FR 2314977 A 20231222 Un objectif de la présente invention est donc de fournir un procédé de production de distillats moyens et en particulier de gazole à partir d’une charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsch comprenant au moins une étape d’hydroconversion et au moins une étape d’hydroisomérisation disposées en série, les conditions opératoires et les catalyseurs mis en œuvre dans lesdites étapes étant choisies de manière bien spécifique, pour produire sélectivement une coupe distillat, de préférence gazole, tout en minimisant la production de coupes légères telles que les gaz légers en C 1 -C 4 , naphta et la production d’huile, cette dernière étant limitée à une éventuelle purge sur un recycle d’effluent. Figure 1 à publier Procédé amélioré de production de distillats moyens à partir d’hydrocarbures de synthèse en série à faible conversion par passe Domaine de l'invention Le procédé Fischer-Tropsch permet de produire des hydrocarbures de synthèse à partir d'une charge gazeuse composée majoritairement d'hydrogène et de monoxyde de carbone, appelée également gaz de synthèse (CO+H 2 ). En particulier, dans le procédé Fischer-Tropsch basse température, le gaz de synthèse est transformé catalytiquement en eau, produits oxygénés, oléfines et en paraffines essentiellement linéaires également appelées n-paraffines, sous forme gazeuse, liquide ou solide dans les conditions standards. Après séparation de l'eau, les hydrocarbures de synthèse obtenus sont majoritairement composés de paraffines majoritairement linéaires mais contiennent également des oléfines et des produits oxygénés. L’effluent issu du procédé Fischer-Tropsch, en sortie de l'unité de synthèse Fischer-Tropsch, peut être divisé en deux fractions, une fraction légère, appelée condensat à froid, et une fraction lourde, appelée cires. Ces hydrocarbures de synthèse produits ne sont pas directement incorporables aux pools carburants conventionnels ou utilisable comme lubrifiants. A titre d'exemple, le point de fusion d'une normale paraffine à 18 atomes de carbone et ayant un point d'ébullition à 316°C est de 26°C environ ce qui rend son incorporation directe dans la coupe gazole impossible compte tenu de la spécification requise de -5°C ou +5°C selon la saison pour le point de trouble pour le gazole préparé à partir de paraffines produites par synthèse Fischer-Tropsch selon la norme EN15940. Une étape d’hydroisomérisation est nécessaire pour abaisser les points de trouble des différents composés hydrocarbonés. D’autre part, des étapes de traitement sont nécessaires afin d'éliminer les composés oléfiniques et oxygénés, d'augmenter le rendement en distillats moyens et d'améliorer les propriétés des coupes produites afin de respecter leurs spécifications. Pour réaliser l’hydroisomérisation des produits de synthèse Fischer-Tropsch, des catalyseurs dits bifonctionnels sont généralement utilisés. Ils se caractérisent par l’association d’une fonction acide et d’une fonction hydrogénante. Pour la fraction lourde, c’est-à-dire la fraction ayant un point d’ébullition initial au-delà de la température maximale imposée par les spécifications d’utilisation du kérosène, on recherchera l’activité craquante des catalyseurs précités de manière à convertir les molécules en des molécules à chaines plus courtes et donc à point d’ébullition plus faible, ceci jusqu’à ce que les produits formés intègrent l’intervalle de distillation recherché. Pour la fraction légère, c’est-à-dire couvrant un intervalle de distillation adapté à celui visé, il s’agira uniquement d’utiliser l’activité isomérisante des catalyseurs précités. Pour ce faire, on peut alors choisir de jouer sur la formulation des catalyseurs bifonctionnels afin de les rendre plus ou moins sélectifs vers le craquage ou vers l’isomérisation, mais cela peut s’avérer insuffisant avec une propension des catalyseurs dits isomérisants à surcraquer les produits jusqu’au point de former des composés trop légers (gaz ou essence) qui ne sont alors plus valorisables selon l’objectif recherché, c’est-à-dire du kérosène. Afin d’illustrer la problématique, on citera ci-après quelques résultats de l’art antérieur permettant d’évaluer celle-ci. Tout d’abord, la demande de brevet FR3084082 décrit un procédé de production de distillats moyens, c’est-à-dire de gazole et kérosène à partir d’une charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsch caractérisé par le traitement de deux fractions, une fraction légère, appelée condensat à froid, et une fraction lourde, appelée cires. Dans ce procédé, un fractionnement de la fraction lourde cires permet de former deux autres coupes plus ou moins lourdes, la plus légère des deux étant alors mélangée avec la coupe condensats à froid avant que ce mélange soit hydrotraité et isomérisé. En parallèle de ce traitement, la fraction lourde appelée cires est quant à elle hydrocraquée pour former un effluent qui est enfin fractionné conjointement avec l’effluent de la fraction hydroisomérisée pour obtenir au moins une fraction essence et au moins une fraction distillats moyens. Bien que le schéma mette en œuvre un catalyseur hydroisomérisant spécifique à base d’au moins une zéolithe IZM-2, il ressort qu’environ 22% poids de l’effluent de synthèse Fischer-Tropsch se trouve sous la forme de naphta, ce qui ne permet pas de répondre à la problématique de maximisation du rendement en gazole aux spécifications recherchées. Le demande de brevet WO15063213 divulgue quant à elle un procédé de conversion d’une charge paraffinique, qui peut être une charge issue de la synthèse Fischer-Tropsch, dans lequel la charge est transformée dans une étape a) pour obtenir une charge au moins partiellement isomérisée sur un enchainement de deux catalyseurs en série, un premier catalyseur 1 et un deuxième catalyseur 2 dans lequel le catalyseur 2 est plus isomérisant et moins craquant que le catalyseur 1, puis une étape de séparation de l’effluent isomérisé en une ou plusieurs fractions distillats moyens et une fraction résiduelle. La description précise que l’étape de transformation de la charge peut être réalisée dans un ou plusieurs réacteurs. La description décrit ensuite une étape de fractionnement qui peut conduire à une fraction gazole, une fraction kérosène et une fraction résiduelle bouillant au-dessus des distillats moyens. Les catalyseurs 1 et 2 sont de préférence composés d’un support acide amorphe et de préférence de type platine/silice-alumine pour le premier et d’un tamis moléculaire et de préférence de type platine/zéolithe ZSM-12 avec un liant silicique pour le second. Une étape optionnelle de distillation sous vide de la fraction résiduelle peut être mise en œuvre pour obtenir une fraction distillat d’huile de base et une seconde fraction résiduelle bouillant entre 450 et 550°C. Une partie de ladite seconde fraction résiduelle peut être recyclée dans l’étape réactionnelle d’hydrocraquage et hydroisomérisation. La fraction distillat d’huile de base peut être envoyée dans une étape de déparaffinage catalytique. On notera que dans le cas où l’étape a) est mise en œuvre dans deux réacteurs en série, la totalité de la charge issue du premier réacteur est envoyée dans le second réacteur. L’utilisation du liant silicique pour la préparation du catalyseur 2 plus isomérisant est présentée comme essentielle dans l’atteinte de sélectivités en gazole et/ou kérosène. Cependant, les exemples montrent que malgré la conversion partielle – (environ 20% poids d’huile de base n’est pas recyclé), 10% poids de gaz sont formés et seulement 67 à 71% poids de distillats moyens sont produits, la distinction entre gazole et kérosène n’étant pas indiquée. Il nous apparaît donc que la solution proposée ne répond pas à la problématique posée de maximisation du rendement en gazole aux spécifications recherchées. La demande de brevet WO05001006 décrit également un procédé de traitement d’une cire hydrocarbonée, qui peut provenir de la synthèse Fischer-Tropsch, au cours duquel cette charge est soumise successivement à un hydrocraquage puis à une hydroisomérisation avant un fractionnement permettant de séparer le distillat moyen de la coupe lourde, cette dernière étant également séparée en une huile de base ayant un indice de viscosité élevé. Les exemples décrits et s’appuyant sur une système catalytique préféré à base d’un premier catalyseur sulfure de nickel-tungstène supporté sur silice-alumine, puis d’un catalyseur métal noble platine supporté sur SAPO-11 révèlent des rendements en distillats moyens assez faibles avec un objectif de maximiser la production d’huile de base. Là encore, la mise en œuvre ne permet pas de répondre à la problématique de maximisation du rendement en gazole aux spécifications recherchées. La demande de brevet WO12001546 couvre là encore un procédé de production de gazole, de distillat lourd et d’huile de base résiduelle à partir d’une charge dérivée du FT comprenant une étape d’hydroconversion/hydroisomérisation permettant d’obtenir une charge au moins partiellement isomérisée suivie d’une étape de séparation de la charge isomérisée en un gazole, un distillat lourd et une fraction résiduelle ayant une T10 comprise entre 200 et 540°C. Dans le procédé divulgué, une partie de la fraction résiduelle est recyclée dans l’étape d’hydroconversion/hydroisomérisation, l’autre partie subissant une étape de déparaffinage pour obtenir une huile de base. Les exemples révèlent qu’avec un tel procédé, la production de distillats, en l’occurrence le gazole, reste faible, une proportion importante de la charge n’étant pas convertie en une coupe plus légère et étant réservée pour la production d’huile de base, près de 50% poids. C’est également le cas de la demande de brevet WO05003067 dans laquelle est décrit un procédé de production d’huile de base à partir d’une charge produite par synthèse Fischer-Tropsch qui comprend d’abord une séparation de la charge en une coupe bouillant dans la gamme des distillats moyens et en dessous, une coupe lourde et une coupe intermédiaire. Par la suite, la fraction intermédiaire est traitée dans une étape d’hydroisomérisation pour produire des huiles de base, de préférence sur un catalyseur qui peut être à base de ZSM-12. En parallèle, la fraction lourde est envoyée dans une étape d’hydroconversion pour produire des composés plus légers alors que la fraction non convertie à cette étape est traitée dans une étape d’hydroisomérisation permettant de produire des huiles de base. Là encore, les exemples permettent de souligner la part importante de fraction lourde, huile de base, produite par le procédé, environ 20% poids, mais aussi la partie légère, naphta ou gaz, environ 20% poids également, ne permettant pas de répondre à la problématique posée de maximisation du rendement en gazole aux spécifications recherchées. Enfin, la demande brevet WO12001552 décrit également un procédé de transformation des effluents d’une synthèse Fischer-Tropsch pour conduire à trois fractions, les deux premières étant des distillats moyens et la troisième étant une huile de base. Pour ce faire, l’effluent de synthèse précité est séparé en une fraction légère et une fraction lourde. La fraction lourde est alors soumise à un hydrocraquage pour former un distillat, un distillat lourd et une fraction résiduelle lourde. Par la suite, les fraction distillats et distillats lourds subissent un déparaffinage, mais la fraction résiduelle lourde également, cette dernière formant une huile de base, ce qui ne permet pas de répondre à la problématique adressée de maximisation du rendement en gazole aux spécifications recherchées. La demande WO09041478 divulgue quant à elle un procédé de production de gazole comprenant d’abord une étape de fractionnement de l’effluent issu de la synthèse Fischer-Tropsch en deux fractions, une fraction intermédiaire et une fraction cire plus lourde suivie, d’une part, par une étape d’hydroisomérisation de la fraction intermédiaire, et d’autre part, par une étape d’hydrocraquage de la fraction cire. Enfin, le procédé décrit comprend une autre étape de fractionnement appliquée au mélange de la fraction intermédiaire hydroisomérisée et de la fraction lourde de cire hydrocraquée en deux fractions incluant une fraction kérosène et une fraction gazole, ces dernières étant alors regroupées dans des proportions ajustées pour obtenir des propriétés cibles. Ce procédé permet de garantir l’atteinte de spécifications précises, mais il ne maximise par le rendement puisqu’une fraction de kérosène ou gazole devra nécessairement être mise de côté. Les travaux de recherche effectués par le demandeur l'ont conduit à découvrir que pour produire sélectivement une coupe gazole aux propriétés et spécifications en vigueur, en particulier pour les points de coupe et les propriétés à froid telles que le point de congélation, il est nécessaire d’associer de manière judicieuse au moins deux étapes d’hydroconversion et d’hydroisomérisation disposées en série tout en veillant à maintenir des conditions opératoires telles que dans ces deux étapes l’hydroconversion et l’hydroisomérisation se fassent avec une sélectivité minimale vers les coupes gaz et naphta. Un objectif de la présente invention est donc de fournir un procédé de production de distillats moyens et en particulier de gazole à partir d’une charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsch comprenant au moins une étape d’hydroconversion et au moins une étape d’hydroisomérisation disposées en série, les conditions opératoires et les catalyseurs mis en œuvre dans lesdites étapes étant choisies de manière bien spécifique, pour produire sélectivement une coupe distillats moyens, de préférence gazole, tout en minimisant la production de coupes légères telles que les gaz légers en C 1 -C 4 , naphta et la production d’huile, cette dernière étant limitée à une éventuelle purge sur un recycle d’effluent. Objet de l'invention La présente invention concerne un procédé de production de distillats moyens et de préférence de gazole à partir d’une charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsh comprenant au moins les étapes suivantes et est de préférence constitué par : a) l’hydrotraitement d’au moins une partie et de préférence la totalité de la charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsch en présence d’un catalyseur d’hydrotraitement et opérant à une température comprise entre 250 et 450°C, à une pression comprise entre 0,5 et 15 MPa, un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 100 et 3000 normaux litres d’hydrogène par litre de charge, et à une vitesse volumique horaire comprise entre 0,1 et 40 h -1 , b) Le fractionnement en une ou plusieurs étapes de l’effluent issu de l’étape a) en au moins une fraction gazeuse, une fraction naphta ayant un point initial d’ébullition compris entre 30 et 60°C et un point final d’ébullition compris entre 100 et 200°C, au moins une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C, et d’une fraction lourde ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C. c) l’hydrocraquage de la totalité de ladite fraction lourde ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C issue de l’étape b) pour produire un effluent hydrocraqué, en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage et opérant à une température comprise entre 250 et 450°C, à une pression comprise entre 0,2 et 15 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h -1 et 10 h -1 , et à un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 100 et 2000 normaux litres d'hydrogène par litre de charge, ledit catalyseur d’hydrocraquage comprenant au moins un métal noble du groupe VIII de la classification périodique et un support comprenant au moins un solide acide, lesdites conditions opératoires de ladite étape c) étant ajustées de manière à ce que la conversion par passe en produits ayant des points d’ébullition supérieurs ou égaux à une température Tx en produits à points d’ébullition inférieurs à cette même température Tx soit inférieure à 0,5, de préférence inférieure à 0,4 et de préférence inférieure à 0,3 et de manière préférée inférieur à 0,2, Tx étant comprise entre 350 et 390°C, de préférence comprise entre 360 et 380°C, d) Le fractionnement en une ou plusieurs étapes d’au moins tout ou partie de l’effluent issu de l’étape c), en au moins une fraction gazeuse, une fraction naphta ayant un point initial d’ébullition compris entre 30 et 60°C et un point final d’ébullition compris entre 100 et 200°C, au moins une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C, et d’une fraction lourde résiduelle ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C, lesdites étapes b) et d) de fractionnement pouvant avantageusement être réalisées dans une même unité de fractionnement ou dans des unités de fractionnement distinctes, e) l’hydroisomérisation d’au moins une partie de la fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C issues de l’étape de fractionnement b) et de tout ou partie de la fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C issue de l’étape de fractionnement d) dans le cas où lesdites étapes b) et d) de fractionnement sont distinctes, en présence d’un catalyseur d’hydroisomérisation opérant à une température comprise entre 200 et 450°C, une pression comprise entre 1 et 15 MPa, une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 10 h -1 , un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 100 et 2000 normaux litres d'hydrogène par litre de charge, pour produire un effluent hydroisomérisé, ledit catalyseur d’hydroisomérisation comprenant au moins un métal noble du groupe VIII de la classification périodique et un support comprenant au moins un liant et au moins une zéolithe choisie parmi les zéolithe de type structural TON, FER, EUO, AEL, *MRE, MTW, MOR, *BEA et la zéolithe IZM-2, prises seules ou en mélange, f) le recycle de tout ou partie de la fraction lourde résiduelle ayant un point initial d’ébullition supérieur à 350°C dans l’étape c) d’hydrocraquage, g) éventuellement la purge d’une partie de l’effluent hydrocraqué issu de l’étape c) d’hydrocraquage, h) le fractionnement de tout ou partie l’effluent hydroisomérisé issu de l’étape e) d’hydroisomérisation, en au moins une fraction gazeuse, une fraction naphta ayant un point initial d’ébullition compris entre 30 et 60°C et un point final d’ébullition compris entre 100 et 200°C, et au moins une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C. Le procédé selon l’invention s’applique également à une situation dans laquelle l’effluent de synthèse Fischer-Tropsch aurait préalablement été divisé en deux fractions, une fraction légère, appelée condensat à froid, et une fraction lourde, appelée cires et où on devrait au préalable réunir ces deux fractions avant leur hydrotraitement simultané. De manière générale, ledit procédé s’applique à tout ou partie de l’effluent issu de la synthèse Fischer-Tropsch. Un avantage de la présente invention est donc de fournir un procédé de production de distillats moyens à partir d’un effluent paraffinique produit par la synthèse Fischer-Tropsch permettant à la fois de maximiser la production de distillats moyens et de limiter la production de produits craqués légers ne pouvant pas être incorporés dans un pool kérosène et/ou gazole et donc d’améliorer la sélectivité envers la production de ces derniers. Dans toute la suite du texte, on entend par distillats moyens la somme des coupes kérosène et gazole. Dans la suite du texte, et sauf précision contraire, le terme « fraction lourde » correspond à un effluent hydrocarboné obtenu à l’issue de la ou les étape(s) d’hydrotraitement et de fractionnement après ladite étape d’hydrotraitement, ledit effluent hydrocarboné présentant une température initiale d’ébullition comprise entre 350 et 390°C, de préférence entre 360 et 380°C . Dans la suite du texte, et sauf précision contraire, le terme « fraction lourde résiduelle » correspond à un effluent hydrocarboné obtenu à l’issue de la ou les étape(s) d’hydrocraquage et de fractionnement après ladite étape d’hydrocraquage, ledit effluent hydrocarboné présentant une température initiale d’ébullition comprise entre 350 et 390°C, de préférence entre 360 et 380°C. Le recycle d’au moins une partie de la fraction lourde résiduelle vers l’étape d’hydrocraquage est essentiel à l’invention car ceci permet de craquer tout ou partie de ladite fraction lourde résiduelle et de la valoriser notamment en une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C. Ainsi, la fraction lourde résiduelle non recyclée est réduite au stricte minimum, de préférence, elle est nulle et, à défaut, elle correspond à une purge. 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, 81 ème 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 « Description détaillée de l’invention Conformément à l’invention, la présente invention concerne un procédé de production de distillats moyens à partir d’une charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsch. Le procédé Fischer-Tropsch bien connu de l’homme du métier permet de produire des hydrocarbures de synthèse à partir d’une charge gazeuse composée majoritairement d’hydrogène et de monoxyde de carbone, appelée également gaz de synthèse (CO+H 2 ). Le gaz de synthèse alimentant le procédé Fischer-Tropsch peut avantageusement être produit à partir de gaz naturel, de charbon, de biomasse, de toute source de composés hydrocarbonés ou d’un mélange de ces sources. Il peut également provenir de tout procédé existant permettant de fournir du CO 2 , comme les procédés de captations appliqués à des fumées industrielles ou à du CO 2 biogénique et auquel on aurait associé une étape de transformation du CO 2 en CO. En outre, l’hydrogène peut également provenir de tout procédé existant et connue de l’homme du Métier. On citera le reforming, mais aussi les procédés d’électrolyse de l’eau. L’hydrogène peut également être produit par d’autres méthodes comme le vaporeformage d’hydrocarbures légers ou encore par l’oxydation partielle de différents hydrocarbures comme des résidus lourds. D’autres sources d’hydrogène peuvent également être employées comme l’hydrogène issu des gaz de craquage catalytique qui contient des quantités significatives de CO et de CO 2 . L’hydrogène employé peut également provenir du gaz de sortie d’une unité d’hydrotraitement, dans ce cas cet hydrogène peut subir des étapes de purification plus ou moins poussées pour éliminer des impuretés comme l’ammoniac (NH 3 ) ou l’hydrogène sulfuré (H 2 S). En particulier, dans le procédé Fischer-Tropsch basse température, le gaz de synthèse est transformé catalytiquement en eau, produits oxygénés, oléfines et en paraffines essentiellement linéaires également appelées n-paraffines, sous forme gazeuse, liquide ou solide dans les conditions standards. Après séparation de l’eau, les hydrocarbures de synthèse obtenus sont majoritairement composés de paraffines mais contiennent également des oléfines et des produits oxygénés. De préférence, après séparation de l’eau, l’effluent paraffinique issu du procédé Fischer-Tropsch comprend une teneur en n-paraffines supérieure à 70% poids et de manière encore plus préférée supérieure à 80% poids par rapport à la masse totale dudit effluent. De préférence, l’effluent paraffinique issu du procédé Fischer-Tropsch est exempt d’impuretés hétéroatomiques telles que, par exemple, le soufre, l’azote ou des métaux. Généralement, l’effluent paraffinique issu du procédé Fischer-Tropsch est, en sortie de l’unité de synthèse Fischer-Tropsch, divisé en deux fractions, une fraction légère, appelée condensat à froid, et une fraction lourde, appelée cires. Néanmoins, dans le cas de la présente invention, cette séparation n’est pas obligatoire. Le procédé peut donc s’appliquer aussi bien à un effluent dit global regroupant le condensat à froid et les cires qu’à une partie de cet effluent ou à une coupe reconstituée de ces deux effluents. La fraction légère appelée condensat à froid correspond aux hydrocarbures à l’état gazeux dans les conditions de la réaction Fischer-Tropsch et la fraction lourde appelée cires correspond aux hydrocarbures à l’état liquide dans les conditions de la réaction Fischer-Tropsch. La fraction légère condensat à froid présente un point d’ébullition initial T1 compris entre 15 et 40°C et de préférence entre 20 et 35°C et un point d’ébullition final T2 compris entre 350 et 400°C et de préférence entre 360 et 380°C et de préférence inférieur à 370°C. La fraction lourde cires présente avantageusement un point d’ébullition initial T3 compris entre 100 et 300°C et de préférence entre 125 et 200°C. De préférence, ladite fraction lourde contient des paraffines dont le nombre d’atomes de carbone est supérieur à 8. Cette fraction lourde a la particularité de par sa composition, formée essentiellement de n-paraffines ayant un nombre d’atomes de carbone élevé pouvant aller jusqu’à plus de 150, d’être solide à température ambiante. Dans la fraction légère, la teneur en paraffines est supérieure à 70% poids par rapport à la masse totale de ladite fraction légère, la teneur en oléfines inférieure à 20% poids et la teneur composés oxygénés inférieure à 10% poids, les teneurs étant exprimées en pourcentage poids par rapport à la masse totale de ladite fraction légère. Dans la fraction lourde, la teneur en paraffines est supérieure à 80% poids, la teneur en oléfines inférieures à 15% poids et la teneur composés oxygénés inférieure à 5% poids, les teneurs étant exprimées en pourcentage poids par rapport à la masse totale de ladite fraction lourde. Etape a) Selon l’invention, le procédé comprend une a) étape d’hydrotraitement d’au moins une partie et de préférence la totalité de l’effluent issu de la synthèse Fischer-Tropsch en présence d’un catalyseur d’hydrotraitement et opérant à une température comprise entre 250 et 450°C, à une pression comprise entre 0,5 et 15 MPa, un débit d’hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 100 et 3000 normaux litres d’hydrogène par litre de charge, et à une vitesse volumique horaire comprise entre 0,1 et 40 h -1 . De préférence, ladite étape a) d’hydrotraitement opère à une température comprise 280 et 420°C et de manière préférée entre 330 et 390°C, à une pression comprise entre 1 et 9 MPa, un débit d’hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 250 et 2000 normaux litres d’hydrogène par litre de charge et de manière préférée entre 500 et 1500 normaux litres d’hydrogène par litre de charge, et à une vitesse volumique horaire comprise entre 0,25 et 20 h -1 et de manière préférée entre 0,5 et 10 h -1 . Ladite étape d’hydrotraitement permet de réduire la teneur en composés oléfiniques et insaturés ainsi que d’éventuellement décomposer les composés oxygénés présents dans l’effluent issu de la synthèse Fischer-Tropsch. Le catalyseur d’hydrotraitement mis en œuvre dans l’étape a) est un catalyseur classique d’hydrotraitement. Ledit catalyseur comprend au moins un métal du groupe VIII et/ou du groupe VI de la classification périodique des éléments. De préférence le catalyseur comprend au moins un métal du groupe de métaux formé par le nickel, le molybdène, le tungstène, le cobalt, le ruthénium, l’indium, le palladium et le platine seul ou en mélange, et comprend au moins un support choisi parmi les alumines, les oxydes de bore, la magnésie, la zircone, les oxydes de titane et les argiles ou une combinaison de ces oxydes, de préférence ledit support est une alumine. Lesdits catalyseurs peuvent avantageusement être préparés par toutes les méthodes connues de l’homme de l’art ou bien peuvent être acquis auprès de sociétés spécialisées dans la fabrication et la vente de catalyseurs. La forme des supports et catalyseurs impliqués dans l’étape a) peut être sphérique, ou extrudés sous la forme de cylindres, trilobes ou encore quadrilobes selon toutes les méthodes connues de l’Homme du métier. Dans le cas de l’emploi de métaux non nobles du groupe VIII, une combinaison d’au moins un métal du groupe VI, de préférence le molybdène ou le tungstène et d’au moins un métal du groupe VIII, de préférence le cobalt et le nickel de la classification périodique des éléments est avantageusement utilisée. La concentration en métal du groupe VIII non noble, lorsque celui-ci est utilisé, est avantageusement de 0,01% à 15% en poids d’équivalent par rapport au catalyseur fini et celle du métal du groupe VI est avantageusement de 5% à 40% en poids d’équivalent oxyde par rapport au catalyseur fini. Lorsqu’une combinaison de métaux du groupe VI et du groupe VIII est utilisée, le catalyseur est alors préférentiellement utilisé sous une forme réduite ou sulfurée. Dans ces conditions, la teneur en molécules insaturées et oxygénées dans l’effluent issu de ladite étape a) est réduite à moins de 0,5% en poids et à environ moins de 0,1% en poids en général. L’étape d’hydrotraitement est conduite dans des conditions telles que la conversion en produits ayant des points d’ébullition supérieurs ou égaux à 370°C en des produits ayant des points d’ébullition inférieurs à 370°C est limitée à 20% en poids, de préférence est inférieure à 10% en poids et de façon encore plus préférée est inférieure à 5% en poids. L’effluent issu de l’étape a) peut avantageusement être envoyé dans une étape d’élimination d’au moins une partie de l’eau formée durant ladite étape a) et de préférence de la totalité de l’eau formée avant d’être envoyé dans l’étape b) de fractionnement selon l’invention. Ladite étape d’élimination d’au moins une partie de l’eau peut avantageusement être réalisée par toutes les méthodes et techniques connues de l’homme du métier, par exemple par séchage, passage sur un dessicant, flash ou décantation. Etape b) Le procédé selon l’invention comprend une étape b) de fractionnement en une ou plusieurs étapes de l’effluent issu de l’étape a) en au moins une fraction gazeuse comprenant avantageusement les gaz légers C 1 -C 4 , une fraction naphta ayant un point initial d’ébullition compris entre 30 et 60°C et un point final d’ébullition compris entre 100 et 200°C, au moins une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C, et d’une fraction lourde ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C. Avantageusement, l’étape b) permet également de séparer ladite fraction de point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C en deux fractions, la première ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 250 et 285°C et la seconde ayant point initial d’ébullition compris entre 250 et 285°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C. Ladite étape de fractionnement peut avantageusement être effectuée par une distillation atmosphérique et dans certains cas par l’association d’une distillation atmosphérique et d’une distillation sous vide. Un autre mode de réalisation de cette étape de fractionnement consiste en réaliser un stripage de l’effluent issu de l’étape a) au préalable d’un fractionnement atmosphérique afin purger les fractions gazeuses à l’entrée de ladite colonne de fractionnement atmosphérique. Dans un mode de réalisation préféré, deux fractions distillats moyens sont séparées au cours de l’étape b) de fractionnement, une fraction distillats moyens légers dont le point initial d’ébullition est compris entre 100 et 200°C et le point final d’ébullition est compris entre 200 et 250°C, et une fraction distillats moyens lourds dont le point initial d’ébullition est compris entre 200 et 250°C et le point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C. Dans ce mode de réalisation, seule la fraction distillats moyens lourds est traitée dans ladite étape e) d’hydroisomérisation. La fraction distillats moyens légers n’est avantageusement pas envoyée dans ladite étape e) d’hydroisomérisation selon l’invention. La fraction distillats moyens légers issue de l’étape b) de fractionnement peut ensuite avantageusement être mélangée avec la fraction distillats moyens issue de l’étape h) de fractionnement, le mélange constituant alors la coupe distillats moyens finale obtenue par ledit procédé et présentant les spécifications requises. Ce mode de réalisation présente l'avantage de réduire la taille du réacteur d’hydroisomérisation dans l'étape e) et aussi la taille de l’unité de fractionnement dans l’étape h). Etape c) Selon l’invention, le procédé comprend une étape c) d’hydrocraquage d’au moins une partie et de préférence la totalité de la fraction lourde issue de l’étape b) de fractionnement pour produire un effluent hydrocraqué, en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage et opérant à une température comprise entre 250°C et 450°C, à une pression comprise entre 0,2 et 15 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h -1 et 10 h -1 , et avec un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport de compris entre 100 et 2000 normaux litres d'hydrogène par litre de charge, ledit catalyseur d’hydrocraquage comprenant au moins un métal noble du groupe VIII et un support comprenant un solide acide, lesdites conditions opératoires de ladite étape c) étant ajustées de manière à ce que la conversion par passe en produits ayant des points d’ébullition supérieurs ou égaux à une température Tx en produits à points d’ébullition inférieurs à cette même température Tx soit inférieure à 0,5, de préférence inférieure à 0,4 et de préférence inférieure à 0,3, de manière préféré inférieure à 0,2, Tx étant comprise entre 350 et 390°C, de préférence comprise entre 360 et 380°C. De préférence, l’étape c) opère à une température comprise entre 280 et 450°C, et de manière encore plus préférée entre 320 et 420°C, à une pression comprise entre 0,5 et 10 MPa, de manière plus préférée entre 1 à 9 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 7 h -1 , et de manière plus préférée entre 0,5 et 5 h -1 , et avec un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 150 et 1500 normaux litres d'hydrogène par litre de charge et de manière plus préférée entre 300 et 1500 normaux litres d'hydrogène par litre de charge. La fraction lourde contenue dans la charge de l’étape c) présente avantageusement une température d’ébullition initiale comprise entre 350 et 390°C, de manière préférée entre 360 et 380°C . Selon l’invention, le catalyseur d’hydrocraquage mis en œuvre lors de l'étape c) comprend au moins un métal hydro-déshydrogénant noble du groupe VIII de la classification périodique et un support comprenant au moins un solide acide et de préférence un solide acide de Bronsted, et éventuellement un liant. De préférence, ledit catalyseur d’hydrocraquage comprend au moins un métal noble du groupe VIII choisi parmi le platine et le palladium, pris seuls ou en mélange, de préférence actifs sous leur forme réduite. La teneur en métal noble dudit catalyseur est avantageusement comprise entre 0,01% et 5% en poids par rapport au catalyseur fini, de manière préférée entre 0,02% et 4% en poids, de manière très préférée entre 0,03% et 3% en poids, de manière encore plus préférée entre 0,05% et 2% en poids et de manière très préférée entre 0,05% et 1% en poids. 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. Avantageusement, le support acide de préférence de Bronsted comprend et de préférence est constitué par de la silice alumine et/ou de la zéolithe. Dans le cas où le support acide de Bronsted comprend une zéolithe, celle-ci est de préférence une zéolithe 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 support acide de Bronsted comprend et est de préférence constitué de silice-alumine. Éventuellement, ledit support du catalyseur d’hydrocraquage 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’hydrocraquage préféré selon l'invention comporte avantageusement au moins un métal noble, ledit métal noble étant le platine et une silice-alumine en tant que support acide de Bronsted, sans aucun autre liant. La teneur en silice de la silice-alumine, exprimée en pourcentage poids, est avantageusement comprise entre 1% et 95%, avantageusement entre 5% et 95% et de manière préférée entre 10% et 80% et de manière encore plus préférée entre 20% et 70% et entre 22% et 45%. Cette teneur en silice est parfaitement mesurée à l'aide de la fluorescence X. Plusieurs catalyseurs préférés utilisés dans l'étape c) d’hydrocraquage du procédé selon l’invention sont décrits ci-après. Un catalyseur d’hydrocraquage préféré utilisé dans le procédé selon l’invention, comprend une silice-alumine particulière. De préférence, ledit catalyseur comprend, 0,05% à 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 un support 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, 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 masse et de préférence inférieure à 200 ppm masse. 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. Les volumes poreux sont également obtenus par porosimétrie au mercure. De préférence, la dispersion du métal 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. Le sel de métal noble est avantageusement introduit par une des méthodes usuelles utilisées pour déposer le métal à la surface d'un solide. Une des méthodes préférées est l'imprégnation à sec qui consiste en l'introduction du sel de métal dans un volume de solution qui est égal au volume poreux de la masse de solide à imprégner. Avant l'opération de réduction, le catalyseur peut avantageusement subir une calcination comme par exemple un traitement sous air sec à une température de 300 à 750°C et de préférence à une température égale à 450°C, pendant 0,25 à 10 heures et de préférence pendant 2 heures. Durant cette étape c) la charge entrant dans le réacteur subit au contact du catalyseur et en présence d’hydrogène essentiellement des réactions d’hydrocraquage qui, accompagnées de réactions d’hydroisomérisation des n-paraffines, vont permettre d’améliorer la qualité des produits formés et plus particulièrement les propriétés à froid du distillat moyen, et également de produire sélectivement du distillat moyen par rapport au naphta ce qui permet de maintenir des taux de conversion par passe peu élevés. Selon l’invention, les conditions opératoires de ladite étape c) sont ajustées de manière à ce que la conversion par passe en produits ayant des points d’ébullition supérieurs ou égaux à une température Tx en produits à points d’ébullition inférieurs à cette même température Tx soit inférieure à 0,5, de préférence inférieure à 0,4 et de préférence inférieure à 0,3, de manière préférée inférieure à 0,2, Tx étant comprise entre 350 et 390°C, de préférence comprise entre 360 et 380°C. La température Tx, et le taux de conversion qui en découle, est (sont) choisie (choisis) de préférence de manière à maximiser le rendement en distillats moyens du procédé selon l’invention tout en respectant les spécifications du distillat moyen. L’effet escompté par les conditions opératoires appliquées et la conversion par passe qu’elle génère est de limiter le surcraquage en produits légers tels que le gaz ou le naphta ces-derniers n’étant pas désirés. Lorsque l’augmentation de température nécessaire pour préserver la conversion par passe cible devient trop importante et que la sélectivité en produits légers, gaz et/ou essence augmente, le cycle catalytique peut-être interrompu et le catalyseur est déchargé puis remplacé par un nouveau catalyseur frais avec lequel l’effet escompté sera à nouveau retrouvé. La conversion par passe est définie comme : Conversion des Tx + en Tx - = [(% masse des Tx - effluent) - (% masse des Tx - charge)] / [100 - (% masse des Tx - charge)], avec : - % masse des Tx - effluent : pourcentage massique en composés ayant des points d'ébullition inférieurs à Tx dans l’effluent d’hydrocraquage, - % masse des Tx - charge : pourcentage massique en composés ayant des points d'ébullition inférieurs à Tx dans la charge d’hydrocraquage. Il est avantageusement constaté que la fraction de composés ayant un point d’ébullition dans la gamme naphta donc inférieur à ceux incorporables au produit distillats moyens qui se trouve dans l’effluent hydrocraqué issu de l’étape c) est alors grandement réduite de par la limitation de la conversion de la fraction lourde correspondant aux composés de point d’ébullition supérieurs à Tx à des niveaux inférieurs à 0,5, de préférence inférieurs à 0,4 et de préférence inférieurs à 0,3, de manière préférée inférieurs à 0,2. Etape d) Le procédé selon l’invention comprend une étape d) de fractionnement d’au moins tout ou partie de l’effluent issu de l’étape c). De préférence, la totalité de l’effluent issu de l’étape c) est fractionné dans l’étape d). Dans un autre mode de réalisation, l’effluent issu de l’étape c) subit une purge avant d’être fractionné dans l’étape d). L’étape d) permet le fractionnement dudit effluent en au moins une fraction gazeuse comprenant avantageusement des gaz légers C 1 -C 4 , au moins une fraction essence ou naphta ayant un de point initial d’ébullition compris entre 30 et 60°C et un point final d’ébullition compris entre 100 et 200°C, au moins une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C, et d’une fraction lourde résiduelle ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C, lesdites étapes b) et d) de fractionnement pouvant avantageusement être réalisée dans une même unité de fractionnement ou dans des unités distinctes. Ladite étape de fractionnement peut avantageusement être effectuée par une distillation atmosphérique et dans certains cas par l’association d’une distillation atmosphérique et d’une distillation sous vide. Un autre mode de réalisation de cette étape de fractionnement consiste en réaliser un stripage de l’effluent issu de l’étape c) au préalable d’un fractionnement atmosphérique afin purger les fractions gazeuses à l’entrée de ladite colonne de fractionnement atmosphérique. Avantageusement, l’étape d) permet également de séparer ladite fraction de point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et de point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C en deux fractions, la première ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 250 et 285°C et la seconde ayant point initial d’ébullition compris entre 250 et 285°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C. Lesdites étapes b) et d) de fractionnement peuvent avantageusement être réalisées dans une même unité de fractionnement ou dans des unités distinctes et de préférence les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans une même unité. Dans le mode de réalisation préféré ou les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans une même unité de fractionnement, tout ou partie des effluents de l’étape a) et de l’étape c) sont traités conjointement dans ladite même unité de fractionnement. Dans ce cas, les étapes b) et d) de fractionnement sont confondues. Dans un mode de réalisation préféré dans lequel les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans une même unité, l’effluent issu de l’étape c) subit une purge avant d’être fractionné. Etape e) Selon l’invention, le procédé comprend une étape e) d’hydroisomérisation d’au moins une partie de la fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C issue de l’étape de fractionnement b) et de tout ou partie de la fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C issue de l’étape de fractionnement d) dans le cas où lesdites étapes b) et d) de fractionnement sont distinctes. L’étape e) est conduite en présence d’un catalyseur d’hydroisomérisation opérant à une température comprise entre 200 et 450°C, une pression comprise entre 1 et 15 MPa, une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 10 h -1 , un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 100 et 2000 normaux litres d'hydrogène par litre de charge pour produire un effluent hydroisomérisé. De préférence, ladite étape e) d’hydroisomérisation opère à une température comprise entre 250 et 450°C et de manière préférée entre 280 et 430°C, une pression comprise entre 1 et 10 MPa et de préférence comprise entre 1 et 9 MPa, une vitesse spatiale comprise entre 0,2 et 7 h -1 et de préférence entre 0,5 et 5 h -1 , un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 150 et 2000 normaux litres d'hydrogène par litre de charge et de préférence entre 150 et 1500 normaux litres d'hydrogène par litre de charge. Selon une première variante, la totalité des fractions distillats moyens obtenues après le ou les fractionnements b) et d) est envoyée dans l’étape d’hydroisomérisation e). Selon une deuxième variante, dans le cas où les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans des unités de fractionnement distinctes, deux fractions distillats moyens sont avantageusement séparées au cours de l’étape d) de fractionnement, une fraction kérosène léger ayant un point initial d’ébullition compris entre 120 et 160°C et un point final d’ébullition inférieur ou égal à 260°C, de préférence inférieur à 250°C et de manière très préférée inférieur à 230°C et une fraction distillats moyens lourds ayant un point d’ébullition initial supérieur à 230°C, et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C. Dans ce mode de réalisation, seule la fraction distillats moyens lourds issu de l’étape de fractionnement d) est envoyée dans ladite étape e) d’hydroisomérisation, en mélange avec la fraction distillats moyens issue de l’étape de fractionnement b). La fraction kérosène léger n’est avantageusement pas envoyée dans ladite étape e) d’hydroisomérisation selon l’invention et est mélangée directement avec la fraction kérosène issue de l’étape h) de fractionnement final. Selon une troisième variante, dans le cas où les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans une seule et même unité, deux fractions sont avantageusement séparées au cours de l’étape de fractionnement, une fraction kérosène léger ayant un point initial d’ébullition compris entre 120 et 160°C et un point final d’ébullition inférieur ou égal à 260°C, de préférence inférieur à 250°C et de manière très préférée inférieur à 230°C et une fraction distillats moyens lourds ayant un point d’ébullition initial supérieur à 230°C, et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C. Dans ce mode de réalisation, seule la fraction distillats moyens lourds issu de l’étape de fractionnement b) est envoyée dans ladite étape e) d’hydroisomérisation. La fraction kérosène léger n’est avantageusement pas envoyée dans ladite étape e) d’hydroisomérisation selon l’invention et est mélangée directement avec la fraction kérosène issue de l’étape h) de fractionnement final. Dans un quatrième mode de réalisation, dans le cas où les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans des unités de fractionnement distinctes, une fraction produite au cours de l’étape d) ayant un point initial d’ébullition compris entre 250 et 285°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C est directement extraite sans être injectée à l’étape e) d’hydroisomérisation. Dans un cinquième mode de réalisation, dans le cas où les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans une seule et même unité, une fraction produite au cours de l’étape b) ayant un point initial d’ébullition compris entre 250 et 285°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C est directement extraite sans être injectée à l’étape e) d’hydroisomérisation. Le catalyseur utilisé dans l’étape e) d’hydroisomérisation selon l'invention est avantageusement de type bifonctionnel, c'est-à-dire qu'il possède une fonction hydro/déshydrogénante et une fonction hydroisomérisante. Conformément à l’invention, le catalyseur d’hydroisomérisation comprend et de préférence est constitué d’au moins un métal noble du groupe VIII de la classification périodique (qui fait office de fonction hydro/deshydrogénante), et un support comprenant et de préférence constitué d’au moins un liant et d’au moins une zéolithe choisie parmi les zéolithe de type structural TON, de préférence choisies parmi la ZSM-22 et la NU-10, prises seules ou en mélange, les zéolithe de type structural FER de préférence choisies parmi la ZSM-35 et la ferrierite, prises seules ou en mélange, les zéolithes de type structural EUO de préférence choisies parmi la EU-1 et la ZSM-50, prises seules ou en mélange, les zéolithes de type structural AEL de préférence la SAPO-11, les zéolithes de type structural *MRE de préférence choisies parmi la ZSM-48, ZBM-30, EU-2 et EU-11, prises seules ou en mélange, les zéolithes de type structural MTW de préférence choisies parmi la ZSM-12, TPZ-12, Theta-3, NU-13, CZH-5, prises seules ou en mélange, les zéolithes de type structural MOR de préférence choisies parmi la mordénite et la LZ-211, prises seules ou en mélange, les zéolithes de type structural *BEA de préférence choisies parmi la Beta et la Tschernichite) et la zéolithe IZM-2, prises seules ou en mélange. La fonction hydro/déshydrogénante De préférence le métal noble du groupe VIII du catalyseur utilisé dans l’étape e) est choisi parmi le palladium et le platine et est de préférence le platine. Avantageusement, l’élément (métallique) hydro/déshydrogénant et de préférence le platine peut être introduit sur le support du catalyseur par toute méthode connue de l'homme du métier, comme par exemple le comalaxage, l'imprégnation à sec, l'imprégnation par échange. Selon un ou plusieurs modes de réalisation, 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 ou poids total dudit catalyseur. 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 ou poids total dudit catalyseur. 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 VIIIB 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 hydroisomérisante. Conformément à l’invention, le catalyseur contient au moins une zéolithe de type structural TON (e.g. choisies parmi la ZSM-22 et la NU-10, prises seules ou en mélange) et/ou FER (e.g. choisies parmi la ZSM-35 et la ferrierite, prises seules ou en mélange) et/ou EUO (e.g. choisies parmi la EU-1 et la ZSM-50, prises seules ou en mélange) et/ou AEL (e.g. la SAPO-11) et/ou *MRE (e.g. choisies parmi la ZSM-48, ZBM-30, EU-2 et EU-11, prises seules ou en mélange) et/ou MTW (e.g. choisies parmi la ZSM-12, TPZ-12, Theta-3, NU-13, CZH-5, prises seules ou en mélange) et/ou MOR (e.g. choisies parmi la mordénite ou la LZ-211, prises seules ou en mélange) et/ou *BEA (e.g choisies parmi la Beta ou la Tschernichite). 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. Conformément à l’invention, le catalyseur contient au moins une zéolithe choisie parmi la zéolithe IZM-2 et une zéolithe de type structural MTW de préférence choisies 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 cristallisée. 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 du tamis moléculaire 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 e) préféré comprend et est de préférence constitué par du platine, et un support comprenant et de préférence constitué par une zéolithe ZSM-12 et un liant alumine. Un autre catalyseur de l’étape e) 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. Selon un mode de réalisation préféré, le catalyseur utilisé dans l’étape e) comprend plus particulièrement, et de préférence est constitué de : - de 1% à 90%, de préférence de 3% à 80% et de manière encore plus préférée de 4% à 60% poids de zéolithe ; - 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 e). De préférence, le catalyseur utilisé dans l’étape e) 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 e) peut avantageusement être réduit. Une des méthodes préférées pour conduire la réduction du métal est le traitement à une température comprise entre 150 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). Les conditions opératoires mises en œuvre dans l’étape e) permettent d’obtenir un effluent isomérisé ne contenant peu ou plus de composés oléfiniques et de composés oxygénés. L’effluent isomérisé issu de l’étape e) est ensuite envoyé dans l’étape h) de fractionnement pour obtenir au moins une fraction distillat moyen. Etape f) Conformément à l’invention, le procédé comprend le recycle de tout ou partie de la fraction lourde résiduelle ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C dans l’étape c) d’hydrocraquage. Dans la variante ou les étapes b) et d) sont réalisées dans une seule et même unité, l’effluent hydrocraqué issu de l’étape c), éventuellement purgé, est avantageusement recyclé dans ladite unité commune de fractionnement en mélange avec tout ou partie de l’effluent issu de l’étape a) d’hydrotraitement. Dans ce cas, ladite unité de fractionnement commune permet d’obtenir au moins une fraction lourde qui comprend la fraction lourde de l’effluent hydrotraité et la faction lourde résiduelle de l’effluent hydrocraqué. Dans ladite variante, ladite fraction lourde qui est envoyée dans l’étape d’hydrocraquage c) comprend la fraction lourde de l’effluent hydrotraité et la faction lourde résiduelle de l’effluent hydrocraqué. Dans la variante ou les étapes b) et d) sont réalisées dans des unités de fractionnement distinctes, seul l’effluent hydrocraqué issu de l’étape c), éventuellement purgé, est fractionné dans ladite étape d) de fractionnement pour obtenir au moins une fraction lourde résiduelle ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C. De préférence, tout ou partie de ladite fraction lourde résiduelle, éventuellement purgée, est avantageusement recyclée directement dans ladite étape c) d’hydrocraquage. Le recycle de la fraction lourde résiduelle est une étape clé de ladite invention car cette étape de recycle permet de convertir au moins une partie de la fraction lourde résiduelle en au moins une fraction distillats moyens. Ceci permet d’augmenter le rendement en distillats moyens du procédé. Il est par ailleurs plus avantageux d’opérer à faible conversion par passe et avec un recycle que de tenter de convertir plus de la fraction lourde en une seule étape et sans recycle puisque cette dernière possibilité conduirait à surcraquer le produit et à ainsi former une quantité importante de gaz et/ou essence. Ledit recycle est avantageusement opéré avec un taux correspondant à 1 à 19 fois le débit massique de charge fraiche issue de l’étape d’hydrotraitement a) et séparée à l’étape b). De manière préférée, le taux de recycle est compris entre 2 et 9 et de manière encore plus préférée, le taux de recycle est opéré entre 3 et 6. Le taux de recycle est définit comme le rapport du débit massique entrant à l’étape d’hydrocraquage c), c’est-à-dire le débit cumulé de la fraction lourde issue de l’étape b) uniquement hydrotraitée dans l’étape a) et de la fraction lourde résiduelle issue de l’étape b) ou de l’étape d) provenant de l’étape d’hydrocraquage c) sur le débit la fraction lourde issue de l’étape b) uniquement hydrotraitée dans l’étape a). Il est directement calculable à partir de la conversion par passe préalablement définie selon la formule suivante : Tx de recycle = 1 / (Conversion des Tx + en Tx - ) Le taux de recycle est alors avantageusement compris entre 2 et 20, de manière préférée il est compris entre 3 et 10 et de manière encore plus préférée il est compris entre 4 et 6. Etape g) Une purge optionnelle d’une partie de l’effluent hydrocraqué issu de l’étape c) peut être réalisée. La purge constitue une fraction qui ne sera recyclée dans aucune étape du procédé selon l’invention et en particulier ni vers l’étape d’hydrocraquage c) ni vers l’étape d’hydroisomérisation e). Généralement il s’agit d’une partie de la fraction lourde résiduelle et avantageusement de la fraction la plus lourde de ladite fraction lourde résiduelle. La mise en œuvre de la purge permet de maximiser la quantité de fraction lourde résiduelle recyclée vers l’étape c) d’hydrocraquage tout en maintenant les performances du procédé, les éventuels composés lourds réfractaires à l’hydrocraquage susceptibles d’être accumulés durant les étapes de recycle pouvant être éliminés par la purge. Ladite purge peut avantageusement être réalisée en amont ou en aval de l’étape de fractionnement et de préférence en aval de l’étape de fractionnement d) lorsque les étapes b) et d) sont réalisées dans des unités de fractionnement distinctes. Dans un autre mode de réalisation, la purge est réalisée au cours, en amont ou en aval de l’étape de fractionnement et de préférence en aval de l’étape de fractionnement lorsque les étapes b) et d) sont réalisées dans une même unité de fractionnement. De manière préférée la purge correspond à moins de 10% poids de la totalité de la charge entrante dans l’étape a) d’hydrotraitement, de manière très préférée, moins de 7% poids, de manière très préférée, moins de 5% poids et de manière encore plus préférée moins de 3% poids. La purge peut être réalisée par toutes les méthodes connues de l’homme de métier et peut à titre d’exemple consister en un soutirage ou en un simple flash, la température de séparation étant alors choisie la plus haute possible, de préférence, supérieure à 370°C, de manière très préférée supérieure à 450°C et de manière encore plus préférée supérieure à 540°C. L’effluent issu de l’étape c), purge déduite est ensuite fractionné. Etape h) Le procédé selon l’invention comprend une étape h) de fractionnement de tout ou partie de l’effluent issu de l’étape e) d’hydroisomérisation pour obtenir au moins une fraction gazeuse comprenant avantageusement des gaz légers C 1 -C 4 , au moins une fraction naphta ayant un point initial d’ébullition compris entre 30 et 60°C et un point final d’ébullition compris entre 100 et 200°C, et au moins une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C L’étape h) de fractionnement permet avantageusement de séparer la coupe distillats moyens en deux coupes, une coupe kérosène ayant un point d’ébullition initial compris entre 100 et 200°C, de préférence entre 120 et 180°C, de manière très préférée entre 125 et 160°C et un point d’ébullition final compris entre 220 et 320°C, de préférence compris entre 230 et 310°C, de manière très préférée compris entre 250 et 300°C et une coupe gazole ayant un point d’ébullition initial compris entre 230 et 300°C, de préférence compris entre 230 et 310°C, de manière très préférée compris entre 250 et 300°C et un point d’ébullition final compris entre 350 et 390°C, de préférence compris entre 360 et 380°C. A l’issue de cette étape h) de fractionnement, le kérosène obtenu présente toutes les spécifications requises pour être utilisé en tant que carburant d’aviation durable selon les normes actuelles. Le gazole obtenu présente également toutes les spécifications d’un carburant routier. Dans le mode de réalisation préféré ou les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans une même unité de fractionnement, et dans le cas où une fraction distillats moyens légers est issue de ladite unité de fractionnement ladite fraction distillat moyen léger est mélangée avec la fraction distillat moyen issue de l’étape h) de fractionnement final. Dans le mode de réalisation préféré ou les étapes b) et d) sont réalisées dans des unités de fractionnement distinctes, et dans le cas où une(des) fraction(s) distillat moyen(s) léger(s) est(sont) issue(s) desdites étapes b) et/ou d) fractionnement ladite ou lesdites fraction(s) distillats moyen(s) léger(s) est(sont) mélangée(s) avec la fraction distillats moyens issue de l’étape h) de fractionnement final. Le procédé selon l’invention permet d’obtenir une coupe distillats moyens finale, constituée par la fraction distillats moyens issue de l’étape de fractionnement h) uniquement ou éventuellement constituée par ladite fraction distillats moyens issue de l’étape de fractionnement h) en mélange avec une fraction distillats moyens légers selon les modes de réalisation préférés décrits ci-dessus. Un bilan massique permet de témoigner d’une excellente sélectivité du procédé vers cette coupe distillats moyens finale, les coupes non désirées étant produites dans des proportions diminuées par rapport aux autres mises en œuvre décrites dans la littérature à notre connaissance. En particulier, le rendement des coupes ayant un point d’ébullition supérieur au point final cible du distillat moyen a été réduit au minimum comme l’impose l’invention, la purge étant inférieure à 10% poids de la masse de charge entrante à l’étape a). Par ailleurs, le rendement des coupes légères issues du craquage au cours de l’une ou l’autres des étapes a), c) ou e) est également extrêmement réduit du fait du traitement en série de la fraction lourde de la charge entrante d’abord sur un catalyseur d’hydrocraquage avec un faible taux de conversion par passe puis sur un catalyseur d’hydroisomérisation sélectif vers l’isomérisation au dépend du craquage. Description des figures. FIG. 1 La FIG. 1 illustre le mode de réalisation n°1 dans lequel les étapes b) et d) sont réalisées dans une même unité de fractionnement et où la totalité du distillat moyen issu du fractionnement est traitée dans l’étape d’hydroisomérisation e). [Fig 1 bis] La FIG. 1 bis illustre le mode de réalisation n°1 dans lequel les étapes b) et d) sont réalisées dans une même unité de fractionnement et où la totalité du distillat moyen issu du fractionnement est traitée dans l’étape d’hydroisomérisation e). La purge éventuelle se fait par un soutirage d’une partie de la fraction lourde issue de ladite unité de fractionnement. FIG. 2 La FIG. 2 illustre le mode de réalisation n°2 dans lequel les étapes b) et d) sont réalisées dans une même unité de fractionnement et où uniquement la fraction du distillat moyen dite lourde et issue dudit fractionnement est traitée dans l’étape d’hydroisomérisation e), la fraction du distillat moyen dite légère issue également dudit fractionnement est directement mélangée au kérosène issu de l’étape de fractionnement h) sans passer par l’étape e). FIG. 3 La FIG. 3 illustre le mode de réalisation n°3 dans lequel les étapes b) et d) sont réalisées dans deux unités de fractionnement distinctes et où la totalité du distillat moyen issu de l’étape d) est traitée dans l’étape d’hydroisomérisation e). FIG. 4 La FIG. 4 illustre le mode de réalisation n°4 dans lequel les étapes b) et d) sont réalisées dans deux unités de fractionnement distinctes et où uniquement la fraction du distillat moyen dite lourde et issue de l’étape d) est traitée dans l’étape d’hydroisomérisation e), la fraction du distillat moyen dite légère issue également de l’étape d) est directement mélangée au kérosène issu de l’étape de fractionnement h) sans passer par l’étape e). FIG. 5 La FIG. 5 illustre le mode de réalisation n°5 dans lequel les étapes b) et d) sont réalisées dans une même unité de fractionnement et où uniquement la fraction du kérosène dite lourde et issue dudit fractionnement est traitée dans l’étape d’hydroisomérisation e), la fraction du kérosène dite légère issue également dudit fractionnement est directement mélangée à la fraction kérosène issu de l’étape de fractionnement h) sans passer par l’étape e) et la fraction gazole est également isolée dudit fractionnement directement sans passer par l’étape e). FIG. 6 La FIG. 6 illustre le mode de réalisation n°6 dans lequel les étapes b) et d) sont réalisées dans deux unités de fractionnement distinctes et où uniquement la fraction du kérosène dite lourde et issue de l’étape d) est traitée dans l’étape d’hydroisomérisation e), la fraction du kérosène dite légère issue également de l’étape d) est directement mélangée à la fraction kérosène issue de l’étape de fractionnement h) sans passer par l’étape e) et la fraction gazole est également isolée à l’issue de l’étape d) sans passer par l’étape e). FIG. 7 La FIG. 7 illustre un mode de réalisation selon l’art antérieur illustré dans l’exemple 8 dans lequel après l’étape de fractionnement b) consécutive à l’étape a) d’hydrotraitement la fraction lourde est traitée dans une étape c) d’hydrocraquage et où la fraction distillats moyens issue de l’étape b) est traitée dans une étape e) d’hydroisomérisation. Dans ce cas l’étape de fractionnement h) traite un mélange des effluents des étapes c) et e) et permet d’une part de séparer la coupe distillats moyens des autres coupes et d’autre part de séparer la coupe lourde résiduelle qui est ensuite recyclée dans l’étape c). Par conséquent, l’effluent de l’étape c) n’est jamais traité dans l’étape e) d’hydroisomérisation. Sur la FIG. 1 , le gaz de synthèse 1, composé majoritairement de monoxyde de carbone et d’hydrogène, est dirigé vers une unité de synthèse Fischer-Tropsch (A’). En sortie de l’unité (A’), l’effluent est divisé en deux flux : la fraction hydrocarbonée 2 qui regroupe le condensat à froid et la fraction lourde correspondant aux cires, et la fraction gazeuse 3 non condensable à froid qui peut être traitée directement ou après retraitement éventuel dans l’unité de synthèse Fisher-Tropsch (recycle). La fraction 2 est envoyée vers l’unité d’hydrotraitement (A) dont l’effluent hydrocarboné 4 est fractionné dans une unité de fractionnement (B/D) en une coupe gaz 5, une coupe naphta 6, une fraction distillats moyens 7 et une fraction lourde 8. La fraction lourde 8 est envoyée dans une unité (C) d’hydrocraquage au cours de laquelle est produit un effluent partiellement converti 80, ce dernier pouvant être fractionné dans une unité de fractionnement (G) pour en éliminer la purge 14, le reste du flux 9, purge déduite, est alors injecté conjointement avec la coupe 4 issue d’hydrotraitement dans l’unité de fractionnement (B/D), les flux hydrocarbonés 4 et 9 formant le flux 49. La coupe hydrocarbonée distillats moyens 7 produite par l’unité de fractionnement (B/D) est quant à elle injectée dans une unité (E) d’hydroisomérisation dont l’effluent hydrocarboné 10 est alors fractionné dans une unité (H) de fractionnement. A l’issue de du fractionnement dans l’unité (H), quatre flux sont produits : un flux correspondant à la coupe kérosène 11, un flux naphta 12, un flux gazole 15 et enfin un dernier flux gaz 13. Sur la figure 1Bis, le gaz de synthèse 1, composé majoritairement de monoxyde de carbone et d’hydrogène, est dirigé vers une unité de synthèse Fischer-Tropsch (A’). En sortie de l’unité (A’), l’effluent est divisé en deux flux : la fraction hydrocarbonée 2 qui regroupe le condensat à froid et la fraction lourde correspondant aux cires, et la fraction gazeuse 3 non condensable à froid qui peut être traitée directement ou après retraitement éventuel dans l’unité de synthèse Fisher-Tropsch (recycle). La fraction 2 est envoyée vers l’unité d’hydrotraitement (A) dont l’effluent hydrocarboné 4 est fractionné dans une unité de fractionnement (B/D) en une coupe gaz 5, une coupe naphta 6, une fraction distillats moyens 7 et une fraction lourde 8. Une purge éventuelle se fait par un soutirage d’une partie de la fraction lourde 8, pour en éliminer la purge 14. La fraction lourde,purge déduite, 8’, est envoyée dans une unité (C) d’hydrocraquage au cours de laquelle est produit un effluent partiellement converti 80, ce dernier est alors injecté conjointement avec la coupe 4 issue d’hydrotraitement dans l’unité (B/D) de fractionnement, les flux hydrocarbonés 4 et 80 formant le flux 480. La coupe hydrocarbonée distillats moyens 7 produite par l’unité de fractionnement (B/D) est quant à elle injectée dans une unité (E) d’hydroisomérisation dont l’effluent hydrocarboné 10 est alors fractionné dans une unité (H) de fractionnement. A l’issue du fractionnement dans l’unité (H), quatre flux sont produits : un flux correspondant à la coupe kérosène 11, un flux naphta 12, un flux gazole 15 et enfin un dernier flux gaz 13. Sur la FIG. 2 , le gaz de synthèse 1, est dirigé vers une unité de synthèse Fischer-Tropsch (A’). En sortie de l’unité (A’), l’effluent est divisé en deux flux : la fraction hydrocarbonée 2 qui regroupe le condensat à froid et la fraction lourde correspondant aux cires, et la fraction gazeuse 3 non condensable à froid qui peut être traitée directement ou après retraitement éventuel dans l’unité de synthèse Fischer-Tropsch (recycle). La fraction 2 est envoyée vers l’unité d’hydrotraitement (A) dont l’effluent hydrocarboné 4 est fractionné dans une unité de fractionnement (B/D) en une coupe gaz 5, une coupe naphta 6, une fraction distillats moyens légers 71, une fraction distillats moyens lourds 7 et une fraction lourde 8. La fraction lourde est envoyée dans une unité (C) d’hydrocraquage au cours de laquelle est produit un effluent partiellement converti 80, ce dernier pouvant être fractionné dans une unité de fractionnement (G) pour en éliminer la purge 14, le reste du flux 9, purge déduite, est alors injecté conjointement avec la coupe 4 issue d’hydrotraitement dans l’unité (B/D) de fractionnement, les flux hydrocarbonés 4 et 9 formant le flux 49. La fraction distillats moyens lourds 7 produite par l’unité de fractionnement (B/D) est quant à elle injectée dans une unité (E) d’hydroisomérisation dont l’effluent hydrocarboné 10 est alors fractionné dans une unité de fractionnement (H). A l’issue du fractionnement dans l’unité (H), quatre flux sont produits : un flux correspondant à la coupe kérosène 11, un flux naphta 12, un flux gazole 16 et enfin un dernier flux gaz 13. Le flux kérosène 11 est enfin mélangé au cours dans une unité de mélange (H’) avec la fraction distillats moyens légers 71, conduisant à produire le flux de kérosène 15. Sur la FIG. 3 , le gaz de synthèse 1, est dirigé vers une unité de synthèse Fischer-Tropsch (A’). En sortie de l’unité (A’), l’effluent est divisé en deux flux : la fraction hydrocarbonée 2 qui regroupe le condensat à froid et la fraction lourde correspondant aux cires, et la fraction gazeuse 3 non condensable à froid qui peut être traitée directement ou après retraitement éventuel dans l’unité de synthèse Fisher-Tropsch (recycle). La fraction 2 est envoyée vers l’unité d’hydrotraitement (A) dont l’effluent hydrocarboné 4 est fractionné dans une unité de fractionnement (B) en une coupe gaz 5, une coupe naphta 6, une fraction distillats moyens 7 et une fraction lourde 8. Le fraction lourde 8 est envoyée dans une unité (C) d’hydrocraquage au cours de laquelle est produite un effluent partiellement converti 80, ce dernier pouvant être fractionné dans une unité de fractionnement (G) pour en éliminer la purge 14, le reste du flux 81, purge déduite est alors injecté dans une unité (D) de fractionnement pour le fractionner en un flux de gaz 15, un flux de naphta 16 ,un flux de distillats moyens 17 et une fraction lourde résiduelle 9. La fraction lourde résiduelle 9 est alors injectée conjointement avec la coupe 8 issue de l’unité (B) de fractionnement dans l’unité (C) d’hydrocraquage, les flux hydrocarbonés 8 et 9 formant le flux 89. La coupe hydrocarbonée distillats moyens 7 produite par l’unité de fractionnement (B) est quant à elle mélangée avec la coupe 17 issue de l’unité de fractionnement (D) pour former le flux 710, ce dernier étant ensuite injecté dans une unité (E) d’hydroisomérisation dont l’effluent hydrocarboné 10 est alors fractionné dans une unité de fractionnement (H). A l’issue du fractionnement dans l’unité (H), quatre flux sont produits : un flux correspondant à la coupe kérosène 11, un flux naphta 12, un flux gazole 18 et enfin un dernier flux gaz 13. Sur la FIG. 4 , le gaz de synthèse 1 est dirigé vers une unité de synthèse Fischer-Tropsch (A’). En sortie de l’unité (A’), l’effluent est divisé en deux flux : la fraction hydrocarbonée 2 qui regroupe le condensat à froid et la fraction lourde correspondant aux cires, et la fraction gazeuse 3 non condensable à froid qui peut être traitée directement ou après retraitement éventuel dans l’unité de synthèse Fischer-Tropsch (recycle). La fraction 2 est envoyée vers l’unité d’hydrotraitement (A) dont l’effluent hydrocarboné 4 est fractionné dans une unité de fractionnement (B) en une coupe gaz 5, une coupe naphta 6, une fraction distillats moyens 7 et une fraction lourde 8. Le fraction lourde 8 est envoyée dans une unité (C) d’hydrocraquage au cours de laquelle est produit un effluent partiellement converti 80, ce dernier pouvant être fractionné dans une unité de fractionnement (G) pour en éliminer la purge 14, le reste du flux 81, purge déduite, est alors injecté dans l’unité (D) de fractionnement pour le fractionner en un flux de gaz 50 et un flux de naphta 60 et au moins un flux de distillats moyens lourds 71 et un flux de distillats moyens léger 72 et une fraction lourde résiduelle 9. La fraction lourde résiduelle 9 est alors injectée conjointement avec la fraction lourde 8 issue de l’unité de fractionnement (B) dans l’unité (C) d’hydrocraquage, les flux hydrocarbonés 8 et 9 formant le flux 89. Les coupes hydrocarbonées distillats moyens 7 et 71 produites respectivement par les unités de fractionnement (B) et (D) forment le flux 710 qui est ensuite injecté dans une unité (E) d’hydroisomérisation dont l’effluent hydrocarboné 10 est alors fractionné dans une unité de fractionnement (H). A l’issue du fractionnement dans l’unité (H), quatre flux sont produits : un flux correspondant à la coupe kérosène 11, un flux naphta 12, un flux gazole 16 et enfin un dernier flux gaz 13. Le flux kérosène 11 est enfin mélangé au cours de dans une unité de mélange (H’) avec le flux de kérosène léger 72, conduisant à produire le flux kérosène 15. Sur la FIG. 5 , le gaz de synthèse 1 est dirigé vers une unité de synthèse Fischer-Tropsch (A’). En sortie de l’unité (A’), l’effluent est divisé en deux flux : la fraction hydrocarbonée 2 qui regroupe le condensat à froid et la fraction lourde correspondant aux cires, et la fraction gazeuse 3 non condensable à froid qui peut être traitée directement ou après retraitement éventuel dans l’unité de synthèse Fischer-Tropsch (recycle). La fraction 2 est envoyée vers l’unité d’hydrotraitement (A) dont l’effluent hydrocarboné 4 est fractionné dans une unité de fractionnement (B/D) en une coupe gaz 5, une coupe naphta 6, une fraction kérosène léger 71, une fraction kérosène lourd 7, une fraction gazole 16 et une fraction lourde 8. La fraction lourde 8 est envoyée dans une unité (C) d’hydrocraquage au cours de laquelle est produit un effluent partiellement converti 80, ce dernier pouvant être fractionné dans une unité de fractionnement (G) pour en éliminer la purge 14, le reste du flux 9, purge déduite, est alors injecté conjointement avec la coupe 4 issue d’hydrotraitement dans l’unité (B) de fractionnement, les flux hydrocarbonés 4 et 9 formant le flux 49. La fraction kérosène lourd 7 produite par l’unité de fractionnement (B/D) est quant à elle injectée dans une unité (E) d’hydroisomérisation dont l’effluent hydrocarboné 10 est alors fractionné dans une unité de fractionnement (H). A l’issue du fractionnement dans l’unité (H), trois flux sont produits : un flux correspondant à la coupe kérosène 11, un flux naphta 12, et enfin un dernier flux gaz 13. Le flux kérosène 11 est enfin mélangé au cours dans une unité de mélange (H’) avec le flux de kérosène léger 71, conduisant à produire le flux de kérosène 15. Sur la FIG. 6 , le gaz de synthèse 1 est dirigé vers une unité de synthèse Fischer-Tropsch (A’). En sortie de l’unité (A’), l’effluent est divisé en deux flux : la fraction hydrocarbonée 2 qui regroupe le condensat à froid et la fraction lourde correspondant aux cires, et la fraction gazeuse 3 non condensable à froid qui peut être traitée directement ou après retraitement éventuel dans l’unité de synthèse Fischer-Tropsch (recycle). La fraction 2 est envoyée vers l’unité d’hydrotraitement (A) dont l’effluent hydrocarboné 4 est fractionné dans une unité de fractionnement (B) en une coupe gaz 5, une coupe naphta 6, une fraction distillats moyens 7 et une fraction lourde 8. Le fraction lourde 8 est envoyée dans une unité (C) d’hydrocraquage au cours de laquelle est produit un effluent partiellement converti 80, ce dernier pouvant être fractionné dans une unité de fractionnement (G) pour en éliminer la purge 14, le reste du flux 81, purge déduite, est alors injecté dans l’unité (D) de fractionnement pour le fractionner en un flux de gaz 50 et un flux de naphta 60 et au moins un flux de kérosène lourd 71 et un flux de kérosène léger 72 et un flux gazole 16 et une fraction lourde résiduelle 9. La fraction lourde résiduelle 9 est alors injectée conjointement avec la fraction lourde 8 issue de l’unité de fractionnement (B) dans l’unité (C) d’hydrocraquage, les flux hydrocarbonés 8 et 9 formant le flux 89. Les coupes hydrocarbonées distillats moyens 7 et 71 produites respectivement par les unités de fractionnement (B) et (D) forment le flux 710 qui est ensuite injecté dans une unité (E) d’hydroisomérisation dont l’effluent hydrocarboné 10 est alors fractionné dans une unité de fractionnement (H). A l’issue du fractionnement dans l’unité (H), quatre flux sont produits : un flux correspondant à la coupe kérosène 11, un flux naphta 12, un flux gazole 17 et enfin un dernier flux gaz 13. Le flux kérosène 11 est enfin mélangé au cours de dans une unité de mélange (H’) avec le flux de kérosène léger 72, conduisant à produire le flux kérosène 15. Le flux gazole 16 est mélangé dans une unité de mélange (H’’) avec un flux 17 issu de l’unité de fractionnement H pour produire un flux gazole 19. Sur la FIG. 7 , le gaz de synthèse 1 est dirigé vers une unité de synthèse Fischer-Tropsch (A’). En sortie de l’unité (A’), l’effluent est divisé en deux flux : la fraction hydrocarbonée 2 qui regroupe le condensat à froid et la fraction lourde correspondant aux cires, et la fraction gazeuse 3 non condensable à froid qui peut être traitée directement ou après retraitement éventuel dans l’unité de synthèse Fischer-Tropsch (recycle). La fraction 2 est envoyée vers l’unité d’hydrotraitement (A) dont l’effluent hydrocarboné 4 est fractionné dans une unité de fractionnement (B) en une coupe gaz 5, une coupe naphta 6, une fraction distillats moyens 7 et une fraction lourde 8. Le fraction lourde 8 est envoyée dans une unité (C) d’hydrocraquage au cours de laquelle est produite un effluent 10. La fraction distillats moyens 7 produite par l’unité de fractionnement (B) est quant à elle injectée dans une l’unité (E) d’hydroisomérisation dont l’effluent hydrocarboné 9 est alors mélangé avec l’effluent 10 pour former le flux 90, ce dernier étant fractionné dans une unité de fractionnement (H). A la suite du fractionnement dans l’unité (H), quatre flux sont produits : un flux correspondant à la coupe kérosène 15, un flux gaz 11, un flux naphta 12, un flux gazole 13 et une fraction lourde résiduelle 91. La fraction lourde résiduelle 91 est quant à elle recyclée dans l’unité (C) d’hydrocraquage en mélange avec la fraction lourde 8 pour former le flux 918. Les exemples illustrent l’invention sans en limiter la portée. EXEMPLES Exemple 1 : préparation du catalyseur d’hydrotraitement C1 (conforme). 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 du catalyseur d’hydrocraquage C2 (conforme). 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 120°C puis calcinés 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 8,0 nm, - un volume poreux total mesuré par porosimétrie au mercure de 0,49 ml/g, - un volume mésoporeux mesuré par porosimétrie au mercure de 0,48 ml/g, - un volume des macropores, dont le diamètre est supérieur à 50 nm inférieur à 0,02 ml/g, - une surface BET de 235 m²/g. 50 grammes d’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 0,16%, sa dispersion mesurée par titrage H 2 /O 2 est de 33%, son coefficient de répartition mesuré par microsonde de Castaing de 0,96. Exemple 3 : Préparation d'un catalyseur d’hydroisomérisation C3 (conforme). 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’ 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 du support par une solution aqueuse contenant du platine tétramine nitrate Pt(NH 3 ) 4 (NO 3 ) 2 . On utilise 50 grammes de support que l’on imprègne à sec en drageoir. 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 0,29% en poids, sa dispersion mesurée par titrage H 2 /O 2 est de 52%, son coefficient de répartition mesuré par microsonde de Castaing de 0,91. Exemple 4 : Préparation d'un catalyseur d’hydroisomérisation C4 (conforme). 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’ 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 du support par une solution aqueuse contenant du platine tétramine nitrate Pt(NH 3 ) 4 (NO 3 ) 2 . On utilise 50 grammes de support que l’on imprègne à sec en drageoir. 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 0,31% en poids, sa dispersion mesurée par titrage H 2 /O 2 est de 38%, son coefficient de répartition mesuré par microsonde de Castaing de 0,87. Exemple 5 : Procédé de production de kérosène et de gazole non conforme à l’invention. Dans cet exemple illustré sur la FIG. 7 , un fractionnement de la charge en au moins une fraction gazeuse, une fraction naphta, une fraction distillat moyen et une fraction lourde est opéré après l’étape d’hydrotraitement. Puis la fraction lourde est traitée dans une étape d’hydrocraquage pendant que la fraction distillat moyen est traitée en parallèle dans une étape d’isomérisation. Une charge paraffinique issue de la synthèse Fischer-Tropsch présente les caractéristiques fournies dans le tableau 1. Cette charge regroupe les condensats à froid et les cires. [Table 1] Tableau 1 : caractéristiques de la charge issue de la synthèse Fischer-Tropsch Distillation Simulée T (5% poids): 120 °C T (25% poids): 215 °C T (50% poids): 318 °C T (75% poids): 421 °C T (95% poids): 546 °C Composés 370°C+ (par GC) 37 % poids densité à 15°C 0.7679 teneur en azote teneur en soufre teneur totale en oxygène atomique (par IR) 8700 ppm La teneur totale en oxygène atomique dans ladite fraction est mesurée par la technique d'absorption infrarouge décrite dans la demande de brevet US2009/0018374A1. La teneur en oxygénés représente la teneur en molécules comprenant au moins un atome d'oxygène présente dans la fraction lourde et est exprimée en pourcentage poids par rapport à la passe totale de ladite fraction. La teneur en oxygénés est mesuré par chromatographie en phase gazeuse. Etape a) hydrotraitement de la charge paraffinique. La charge paraffinique est traitée en lit traversé à hydrogène perdu, c'est-à-dire sans recycle de l'hydrogène, sur le catalyseur d'hydrotraitement C1 dans des conditions opératoires qui permettent l'élimination des composés oléfiniques et oxygénés ainsi que des traces d'azote. Les conditions opératoires sélectionnées sont les suivantes: vitesse volumique horaire VVH (volume de charge / volume de catalyseur / heure) = 2 h-1 pression totale de travail: 7 MPa rapport hydrogène / charge: 700 normaux litres / litre température: 330°C Avant test, le catalyseur C1 subit une étape de réduction dans les conditions opératoires suivantes : débit d’hydrogène pur : 1600 normaux litres par heure et par litre de catalyseur, montée de la température ambiante à 120°C : 10°C/min, palier d’une heure à 120°C, montée de 120°C à 450°C à 5°C/min, palier de deux heures à 450°C, pression : 7 MPa L'effluent hydrotraité subit ensuite une étape de séparation par flash et décantation. A l'issue de ladite séparation, le monoxyde de carbone et/ou dioxyde de carbone et/ou l'eau et/ou l'ammoniac et/ou les hydrocarbures à moins de cinq atomes éventuellement formés lors de l'hydrotraitement sont éliminés. Les teneurs en oléfines et composés azotés de l'effluent hydrotraité et ayant subi ladite étape de séparation tombent en dessous des seuils de détection et la teneur en oxygène mesurée par IR est inférieure à 500 ppm en poids, alors que la conversion de la fraction 370°C+ en fraction 370°C- est négligeable (inférieure à 5% poids). Les caractéristiques de la fraction lourde après hydrotraitement et séparation sont indiquées dans le tableau 2. [Table 2] Tableau 2 : caractéristiques de l’effluent après hydrotraitement et séparation. Distillation Simulée T (5% poids): 125 °C T (25% poids): 173 °C T (50% poids): 317 °C T (75% poids): 420 °C T (95% poids): 536 °C composés 370°C+ (par GC) 36 % poids densité à 15°C 0.7821 teneur en azote teneur en soufre teneur en oxygène (par IR) Etape b) fractionnement de la charge paraffinique hydrotraitée et séparée. La charge paraffinique hydrotraitée et ayant subi l'étape de flash et de décantation est fractionnée par distillation atmosphérique en différentes coupes hydrocarbonées, à savoir à savoir des gaz légers de C 1 à C 4, une coupe naphta de point d 'ébullition initial de 35°C et final de 120°C, une coupe distillat moyen de point d 'ébullition initial de 120°C et final de 370°C, et une fraction lourde de point d’ébullition initial supérieur à 370°C. Etape e) hydroisomérisation de la fraction distillats moyens issue de l’étape b). La fraction distillats moyens issue de l’étape b) constitue la charge d’hydroisomérisation envoyée sur le catalyseur d'hydroisomérisation C4 conforme à l'invention. La charge d’hydroisomérisation est traitée en lit traversé à hydrogène perdu, c'est-à-dire sans recycle de l'hydrogène. Avant test, le catalyseur C4 subit une étape de réduction dans les conditions opératoires suivantes : - débit d’hydrogène pur : 1600 normaux litres par heure et par litre de catalyseur, - montée de la température ambiante à 120°C : 10°C/min, - palier d’une heure à 120°C, - montée de 120°C à 450°C à 5°C/min, - palier de deux heures à 450°C, - pression : 6,5 MPa. Après réduction, le test catalytique s’effectue dans les conditions suivantes : - pression totale de 6,5 MPa, - rapport hydrogène sur charge de 800 normaux litres/litre, - vitesse volumique horaire (VVH) égale à 2 h -1 . On ajuste la température du réacteur pour se placer à un rendement en distillats moyens de 97%. Le rendement en distillats moyens est égal à (% de 120-370°C effluents) / (% de 120-370°C charge) * 100 avec : % de 120-370°C effluents : pourcentage massique en composés ayant des points d'ébullition compris entre 120 et 370°C dans les effluents en sortie de l’unité d’hydroisomérisation ; % de 120-370°C charge : pourcentage massique en composés ayant des points d'ébullition compris entre 120 et 370°C dans la charge en entrée de l’unité d’hydroisomérisation ; Etape c) hydrocraquage de la fraction lourde issue de l’étape b). La fraction lourde issue de l’étape b) mélangée à la fraction lourde résiduelle issue de l’étape h) ci-dessous constitue la charge d'hydrocraquage envoyée sur le catalyseur d’hydrocraquage C2 conforme à l'invention. Les conditions de réduction du catalyseur C2 sont identiques à celles de l’exemple 5. Après réduction, le test catalytique s’effectue dans les conditions suivantes : - pression totale de 6,5 MPa, - rapport hydrogène sur charge de 800 normaux litres/litre, - vitesse volumique horaire (VVH) égale à 1 h -1 . La charge d’hydrocraquage est traitée en lit traversé à hydrogène perdu, c'est-à-dire sans recycle de l'hydrogène. La conversion de la fraction 300°C+ est prise égale à : C(370°C + ) = [ (% de 370°C - effluents ) - (% de 370°C - charge) ] / [ 100 - (% de 370°C - charge)] avec % de 370°C - effluents = pourcentage massique en composés ayant des points d'ébullition inférieurs à 370°C dans les effluents, et % de 370°C- charge = pourcentage massique en composés ayant des points d'ébullition inférieurs à 370°C dans la charge d'hydrocraquage. La température de réaction est ajustée à 335°C de manière à obtenir un niveau de conversion de la fraction 370°C + égal à 0,35. Ceci correspond à un taux de recycle égal à 2,86. Le niveau de conversion de la fraction 370°C + a été ajusté de manière à obtenir une valeur de température de disparition des cristaux pour le kérosène obtenu après l’étape h) de fractionnement égale à -40°C mesuré selon la norme ASTM D5972. Etape h) fractionnement de l’effluent d’hydrocraquage. L’effluent d’hydrocraquage obtenu à l’issu de l’étape c) est fractionné en même temps que l’effluent d’hydroisomérisation issu de l’étape e) par distillation atmosphérique en différentes coupes hydrocarbonées, à savoir des gaz légers de C 1 à C 4 , une coupe naphta de point d 'ébullition initial de 35°C et final de 120°C, une coupe kérosène de point d 'ébullition initial de 120°C et final de 285°C, une fraction gazole de point d’ébullition initial de 285°C et final de 370°C, et une fraction lourde résiduelle de point d’ébullition initial supérieur à 370°C. Ladite fraction lourde résiduelle est alors recyclée vers l’étape c) d’hydrocraquage. Des bilans matières effectués sur 24 heures permettent de calculer les rendements en différentes coupes : - rendement en gaz légers : masse de gaz C 1 à C 4 / masse de charge paraffinique * 100, - rendement en coupe naptha : masse d’effluent liquide de point d’ébullition initial 35°C et final de 120°C / masse de charge paraffinique * 100, - rendement en coupe kérosène : masse d’effluent liquide de point d’ébullition initial 120°C et final de 285°C / masse de charge paraffinique * 100, - rendement en coupe gazole : masse d’effluent liquide de point d’ébullition initial 285°C et final de 370°C / masse de charge paraffinique * 100, ou la masse de gaz C 1 à C 4 correspond à la quantité de gaz C 1 à C 4 générée durant 24 heures à l’issue de l’étape a) d’hydrotraitement de la charge paraffine issue de la synthèse Fischer-Tropsch et des étapes b) et h) de fractionnement; la masse de charge paraffinique correspond à la quantité de charge paraffinique issue de la synthèse Fischer-Tropsch consommée durant 24 heures, la masse en effluent liquide de point d’ébullition initial 35°C et final de 120°C correspond à la quantité d’effluent liquide de point d’ébullition initial 35°C et final de 120°C générée durant 24 heures à l’issue de l’étape b) de fractionnement après hydrotraitement de la charge paraffine issue de la synthèse Fischer-Tropsch et de l’étape h) de fractionnement conjoint des effluents d’hydrocraquage et d’hydroisomérisation, la masse en effluent liquide de point d’ébullition initial de 120°C et final de 285°C correspond à la quantité d’ effluent liquide de point d’ébullition initial de 120°C et final de 285°C générée durant 24 heures à l’issue de l’étape h) de fractionnement conjoint des effluents d’hydrocraquage et d’hydroisomérisation et la masse en effluent liquide de point d’ébullition initial de 285°C et final de 370°C correspond à la quantité d’ effluent liquide de point d’ébullition initial de 285°C et final de 370°C générée durant 24 heures à l’issue de l’étape h) de fractionnement conjoint des effluents d’hydrocraquage et d’hydroisomérisation. Le point de disparition des cristaux de ladite coupe kérosène est alors mesurée selon la norme ASTM D5972. Le point de trouble de ladite coupe gazole est alors mesuré selon la norme ASTM D5773. Le tableau 3 reporte les rendements en différentes coupes ainsi que les propriétés des coupes kérosène et gazole obtenues. Exemple 6 : Procédé de production de kérosène et de gazole non conforme à l’invention. On utilise la même charge paraffinique issue de la synthèse Fischer-Tropsch que dans l’exemple 5. L’exemple 6 est illustré sur la FIG. 1 dans le cas où la purge est nulle. Etape a) hydrotraitement de la charge paraffinique. Identique à l’exemple 5. Etape b) fractionnement de la charge paraffinique hydrotraitée et séparée. Identique à l’exemple 5. Etape c) hydrocraquage de la fraction lourde issue de l’étape b). La fraction lourde issue de l’étape b) mélangée à la fraction lourde résiduelle issue de l’étape d) ci-dessous constitue la charge d'hydrocraquage envoyée sur le catalyseur d’hydrocraquage C2 conforme à l'invention. Les conditions de réduction du catalyseur C2 sont identiques à celles de l’exemple 5. Après réduction, le test catalytique s’effectue dans les conditions suivantes : - pression totale de 6.5 MPa, - rapport hydrogène sur charge de 800 normaux litres/litre, - vitesse volumique horaire (VVH) égale à 1 h -1 . La charge d’hydrocraquage est traitée en lit traversé à hydrogène perdu, c'est-à-dire sans recycle de l'hydrogène. La conversion de la fraction 370°C + est prise égale à : C(370°C + ) = [ (% de 370°C- effluents ) - (% de 370°C - charge) ] / [ 100 - (% de 370°C - charge)] avec % de 370°C - effluents = pourcentage massique en composés ayant des points d'ébullition inférieurs à 370°C dans les effluents, et % de 370°C - charge = pourcentage massique en composés ayant des points d'ébullition inférieurs à 370°C dans la charge d'hydrocraquage. La température de réaction est ajustée à 345°C de manière à obtenir un niveau de conversion de la fraction 370°C + égal à 0,65. Ceci correspond à un taux de recycle égal à 1,54. Etape d) fractionnement de l’effluent d’hydrocraquage. L’effluent d’hydrocraquage obtenu à l’issu de l’étape c) est fractionné par distillation atmosphérique en différentes coupes hydrocarbonées, à savoir des gaz légers de C 1 à C 4 , une coupe naphta de point d 'ébullition initial de 35 et final de 120°C, une coupe distillat moyen de point d 'ébullition initial de 120°C et final de 370°C, et une fraction lourde résiduelle, de point d’ébullition initial supérieur à 370°C. Ladite fraction lourde résiduelle est alors recyclée vers l’étape b) d’hydrocraquage. Le fractionnement de l’effluent d’hydrocraquage s’effectue dans la même colonne de distillation que celle mise en œuvre dans l’étape b). Il y a donc un fractionnement conjoint de l’effluent d’hydrocraquage et de la charge paraffinique hydrotraitée et séparée. Etape e) hydroisomérisation de la fraction distillats moyens issue de l’étape b). La fraction distillats moyens issue de l’étape b) constitue la charge d’hydroisomérisation envoyée sur le catalyseur d'hydroisomérisation C4 conforme à l'invention. Les conditions de réduction du catalyseur C4 sont identiques à celles de l’exemple 5. La charge d’hydroisomérisation est traitée en lit traversé à hydrogène perdu, c'est-à-dire sans recycle de l'hydrogène. Après réduction, le test catalytique s’effectue dans les conditions suivantes : - pression totale de 6.5 MPa, - rapport hydrogène sur charge de 800 normaux litres/litre, - vitesse volumique horaire (VVH) égale à 2 h -1 . On ajuste la température de manière à obtenir une valeur de -40°C pour la température de disparition des cristaux pour le kérosène obtenu après l’étape de fractionnement h). Etape h) fractionnement de l’effluent d’hydroisomérisation. L’effluent d’hydroisomérisation obtenu à l’issu de l’étape e) est fractionné par distillation atmosphérique. Ce fractionnement est effectué dans une unité de distillation atmosphérique différente de l’étape d). Des bilans matières effectués sur 24 heures permettent de calculer les rendements en différentes coupes : - rendement en gaz légers : masse de gaz C 1 à C 4 / masse de charge paraffinique * 100 - rendement en coupe naptha : masse d’effluent liquide de point d’ébullition initial 35°C et final de 120°C / masse de charge paraffinique * 100 - rendement en coupe kérosène : masse d’effluent liquide de point d’ébullition initial 120°C et final de 285°C / masse de charge paraffinique * 100 - rendement en coupe gazole : masse d’effluent liquide de point d’ébullition initial 285°C et final de 370°C / masse de charge paraffinique * 100 ou la masse de gaz C 1 à C 4 correspond à la quantité de gaz C 1 à C 4 générée durant 24 heures à l’issue de l’étape a) d’hydrotraitement de la charge paraffine issue de la synthèse Fischer-Tropsch, de l’étape b) et d) de fractionnement conjoint de l’effluent d’hydrotraitement et séparation de la charge paraffine issue de la synthèse Fischer-Tropsch et de l’effluent d’hydrocraquage et de l’étape h) de fractionnement de l’effluent d’hydroisomérisation; la masse de charge paraffinique correspond à la quantité de charge paraffinique issue de la synthèse Fischer-Tropsch consommée durant 24 heures, la masse en effluent liquide de point d’ébullition initial 35°C et final de 120°C correspond à la quantité d’effluent liquide de point d’ébullition initial 35°C et final de 120°C générée durant 24 heures à l’issue de l’étape b) et d) de fractionnement conjoint de l’effluent d’hydrotraitement et séparation de la charge paraffinique issue de la synthèse Fischer-Tropsch et de l’effluent d’hydrocraquage et de l’étape h) de fractionnement de l’effluent d’hydroisomérisation, la masse en effluent liquide de point d’ébullition initial de 120°C et final de 285°C correspond à la quantité d’ effluent liquide de point d’ébullition initial de 120°C et final de 285°C générée durant 24 heures à l’issue h) de fractionnement de l’effluent d’hydroisomérisation et la masse en effluent liquide de point d’ébullition initial de 285°C et final de 370°C correspond à la quantité d’ effluent liquide de point d’ébullition initial de 285°C et final de 370°C générée durant 24 heures à l’issue h) de fractionnement de l’effluent d’hydroisomérisation. Le point de disparition des cristaux de ladite coupe kérosène est alors mesurée selon la norme ASTM D5972. Le point de trouble de ladite coupe gazole est alors mesuré selon la norme ASTM D5773. Le tableau 3 reporte les rendements en différentes coupes ainsi que les propriétés des coupes kérosène et gazole obtenues. Exemple 7 : Procédé de production de kérosène et de gazole conforme à l’invention. Etape a) hydrotraitement de la charge paraffinique. Identique à l’exemple 5. Etape b) fractionnement de la charge paraffinique hydrotraitée et séparée. Identique à l’exemple 5. Etape c) hydrocraquage de la fraction lourde issue de l’étape b). Identique à l’exemple 6, hormis que la température de réaction est ajustée à 330°C de manière à obtenir un niveau de conversion de la fraction 370°C + égal à 0,3. Ceci correspond à un taux de recycle égal à 3,3. Etape d) fractionnement de l’effluent d’hydrocraquage. Identique à l’exemple 6. Etape e) hydroisomérisation de la fraction distillat moyen issue de l’étape b). La fraction distillats moyens issue de l’étape b) constitue la charge d’hydroisomérisation envoyée sur le catalyseur d'hydroisomérisation C4 conforme à l'invention. Les conditions de réduction du catalyseur C4 sont identiques à celles de l’exemple 6. La charge d’hydroisomérisation est traitée en lit traversé à hydrogène perdu, c'est-à-dire sans recycle de l'hydrogène. Après réduction, le test catalytique s’effectue dans les conditions suivantes : - pression totale de 6,5 MPa, - rapport hydrogène sur charge de 800 normaux litres/litre, - vitesse volumique horaire (VVH) égale à 2 h -1 . On ajuste la température de manière à obtenir une valeur de -40°C pour la température de disparition des cristaux pour le kérosène obtenu après l’étape de fractionnement h). Etape h) fractionnement de l’effluent d’hydroisomérisation. Identique à l’exemple 5. Les rendements en différentes coupes sont calculés à l’identique de l’exemple 5, le point de disparition des cristaux de la coupe kérosène est aussi mesurée selon la norme ASTM D5972. De même le point de trouve est mesuré selon la norme ASTM D5773. Le tableau 3 reporte les rendements en différentes coupes ainsi que les propriétés de la coupe kérosène obtenue. Exemple 8 : Procédé de production de kérosène et de gazole conforme à l’invention. Etape a) hydrotraitement de la charge paraffinique. Identique à l’exemple 7. Etape b) fractionnement de la charge paraffinique hydrotraitée et séparée. Identique à l’exemple 7. Etape c) hydrocraquage de la fraction lourde issue de l’étape b). Identique à l’exemple 7. Etape d) fractionnement de l’effluent d’hydrocraquage. Identique à l’exemple 7. Etape e) hydroisomérisation de la fraction distillats moyens issue de l’étape b). La fraction distillats moyens issue de l’étape b) constitue la charge d’hydroisomérisation envoyée sur le catalyseur d’hydroisomérisation C3 conforme à l’invention. Les conditions de réduction du catalyseur C3 sont identiques à celles du catalyseur C4 de l’exemple 6. La charge d’hydroisomérisation est traitée en lit traversé à hydrogène perdu, c’est-à-dire sans recycle de l’hydrogène. Après réduction, le test catalytique s’effectue dans les conditions suivantes : - pression totale de 6,5 MPa, - rapport hydrogène sur charge de 800 normaux litres/litre, - vitesse volumique horaire (VVH) égale à 2 h -1 . On ajuste la température de manière à obtenir une valeur de -40°C pour la température de disparition des cristaux pour le kérosène obtenu après l’étape de fractionnement h). Etape h) fractionnement de l’effluent d’hydroisomérisation. Identique à l’exemple 7. Le tableau 3 reporte les rendements en différentes coupes ainsi que les propriétés des coupes kérosène et gazole obtenues. [Table 3] Tableau 3 : Rendements en différentes coupes et propriétés des coupes distillats moyens obtenues pour les différents exemples de l’invention. Exemple 5 non conforme Exemple 6 non conforme Exemple 7 conforme Exemple 8 conforme Rendement en gaz légers C 1 à C 4 3,0 3,3 2,9 3,1 Rendement en coupe naphta 25,1 26,7 24,2 24,1 Rendement en coupe kérosène 53,2 58,1 52,5 52,6 Rendement en coupe gazole 19,0 12,3 20,6 20,4 Rendement en distillats moyens 72,2 70,4 73,1 73,0 Propriétés coupe kérosène Point de disparition des cristaux (°C) -40 -40 -40 -40 Propriétés coupe gazole Point de trouble (°C) -15 -16 -18 -17 Les exemples fournis permettent de souligner l’importance de réaliser le procédé selon l’invention. En particulier, la comparaison de l’exemple 7 selon l’invention avec l’exemple 5 démontre qu’il est nécessaire de disposer l’étape d’hydroisomérisation en série après l’étape d’hydrocraquage. En effet quand les deux étapes sont opérées en parallèle, comme c’est le cas dans l’exemple 5, les rendements en kérosène, mais aussi en gazole sont plus faibles. Enfin, la comparaison de l’exemple 7 selon l’invention avec l’exemple 6 comparatif souligne l’importance de se placer à faible conversion sur le réacteur d’hydrocraquage de l’étape c) puisque dans le cas contraire les rendements en kérosène et en gazole sont aussi moins élevés. Enfin, les exemple 7 et 8 permettent de démontrer que le procédé selon l’invention utilisant deux types de catalyseurs d’hydroisomérisation selon l’invention permet de maximiser le rendement en kérosène. Procédé de production de distillats moyens et de préférence de gazole à partir d’une charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsh comprenant au moins les étapes suivantes et est de préférence constitué par : a) l’hydrotraitement d’au moins une partie et de préférence la totalité de la charge paraffinique produite par synthèse Fischer-Tropsch en présence d’un catalyseur d’hydrotraitement et opérant à une température comprise entre 250 et 450°C, à une pression comprise entre 0,5 et 15 MPa, un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 100 et 3000 normaux litres d’hydrogène par litre de charge, et à une vitesse volumique horaire comprise entre 0,1 et 40 h -1 , b) Le fractionnement en une ou plusieurs étapes de l’effluent issu de l’étape a) en au moins une fraction gazeuse, une fraction naphta ayant un point initial d’ébullition compris entre 30 et 60°C et un point final d’ébullition compris entre 100 et 200°C, au moins une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C, et d’une fraction lourde ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C. c) l’hydrocraquage de la totalité de ladite fraction lourde ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C issue de l’étape b) pour produire un effluent hydrocraqué, en présence d’un catalyseur d’hydrocraquage et opérant à une température comprise entre 250 et 450°C, à une pression comprise entre 0,2 et 15 MPa, à une vitesse spatiale comprise entre 0,1 h -1 et 10 h -1 , et à un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 100 et 2000 normaux litres d'hydrogène par litre de charge, ledit catalyseur d’hydrocraquage comprenant au moins un métal noble du groupe VIII de la classification périodique et un support comprenant au moins un solide acide, lesdites conditions opératoires de ladite étape c) étant ajustées de manière à ce que la conversion par passe en produits ayant des points d’ébullition supérieurs ou égaux à une température Tx en produits à points d’ébullition inférieurs à cette même température Tx soit inférieure à 0,5, de préférence inférieure à 0,4 et de préférence inférieure à 0,3 et de manière préférée inférieur à 0,2, Tx étant comprise entre 350 et 390°C, de préférence comprise entre 360 et 380°C, d) Le fractionnement en une ou plusieurs étapes d’au moins tout ou partie de l’effluent issu de l’étape c), en au moins une fraction gazeuse, une fraction naphta ayant un point initial d’ébullition compris entre 30 et 60°C et un point final d’ébullition compris entre 100 et 200°C, au moins une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C, et d’une fraction lourde résiduelle ayant un point initial d’ébullition compris entre 350 et 390°C, lesdites étapes b) et d) de fractionnement pouvant avantageusement être réalisées dans une même unité de fractionnement ou dans des unités de fractionnement distinctes, e) l’hydroisomérisation d’au moins une partie de la fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C issues de l’étape de fractionnement b) et de tout ou partie de la fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C issue de l’étape de fractionnement d) dans le cas où lesdites étapes b) et d) de fractionnement sont distinctes, en présence d’un catalyseur d’hydroisomérisation opérant à une température comprise entre 200 et 450°C, une pression comprise entre 1 et 15 MPa, une vitesse spatiale comprise entre 0,1 et 10 h -1 , un débit d'hydrogène ajusté pour obtenir un rapport compris entre 100 et 2000 normaux litres d'hydrogène par litre de charge, pour produire un effluent hydroisomérisé, ledit catalyseur d’hydroisomérisation comprenant au moins un métal noble du groupe VIII de la classification périodique et un support comprenant au moins un liant et au moins une zéolithe choisie parmi les zéolithe de type structural TON, FER, EUO, AEL, *MRE, MTW, MOR, *BEA et la zéolithe IZM-2, prises seules ou en mélange, f) le recycle de tout ou partie de la fraction lourde résiduelle ayant un point initial d’ébullition supérieur à 350°C dans l’étape c) d’hydrocraquage, g) éventuellement la purge d’une partie de l’effluent hydrocraqué issu de l’étape c) d’hydrocraquage, h) le fractionnement de tout ou partie l’effluent hydroisomérisé issu de l’étape e) d’hydroisomérisation, en au moins une fraction gazeuse, une fraction naphta ayant un point initial d’ébullition compris entre 30 et 60°C et un point final d’ébullition compris entre 100 et 200°C, et au moins une fraction distillats moyens ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C. Procédé selon la revendication 1 dans lequel l’étape b) permet également de séparer ladite fraction de point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C en deux fractions, la première ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 250 et 285°C et la seconde ayant point initial d’ébullition compris entre 250 et 285°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel ladite étape de fractionnement est effectuée par une distillation atmosphérique ou par l’association d’une distillation atmosphérique et d’une distillation sous vide ou par un stripage de l’effluent issu de l’étape a) au préalable d’un fractionnement atmosphérique. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel ledit catalyseur d’hydrocraquage utilisé dans l’étape c) comprend au moins un métal noble du groupe VIII choisi parmi le platine et le palladium, pris seuls ou en mélange, de préférence actifs sous leur forme réduite. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel le support acide du catalyseur utilisé dans l’étape c) d’hydrocraquage comprend et de préférence est constitué par de la silice alumine et/ou de la zéolithe choisie parmi les zéolithes de type structural FAU, BEA, ISV, IWR, IWW, MEI, UWY, prises seules ou en mélange et de préférence choisies parmi les zéolithes de type structural FAU et BEA, prises seules ou en mélange. Procédé selon l’une des revendications 1 à 5 dans lequel un catalyseur d’hydrocraquage utilisé dans l’étape c) d’hydrocraquage comporte au moins un métal noble, ledit métal noble étant le platine et une silice-alumine en tant que support solide acide, sans aucun autre liant. Procédé selon l’une des revendications précédentes dans lequel l’étape d) permet également de séparer ladite fraction de point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et de point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C en deux fractions, la première ayant un point initial d’ébullition compris entre 100 et 200°C et un point final d’ébullition compris entre 250 et 285°C et la seconde ayant point initial d’ébullition compris entre 250 et 285°C et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C. Procédé selon l’une des revendications 1 à 7 dans lequel dans le cas où les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans des unités de fractionnement distinctes, deux fractions distillats moyens sont avantageusement séparées au cours de l’étape d) de fractionnement, une fraction kérosène léger ayant un point initial d’ébullition compris entre 120 et 160°C et un point final d’ébullition inférieur ou égal à 260°C, de préférence inférieur à 250°C et de manière très préférée inférieur à 230°C et une fraction distillats moyens lourds ayant un point d’ébullition initial supérieur à 230°C, et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C et seule la fraction distillats moyens lourds issu de l’étape de fractionnement d) est envoyée dans ladite étape e) d’hydroisomérisation, en mélange avec la fraction distillats moyens issue de l’étape de fractionnement b). Procédé selon l’une des revendications 1 à 7 dans lequel dans le cas où les étapes b) et d) de fractionnement sont réalisées dans une seule et même unité, deux fractions sont séparées au cours de l’étape de fractionnement, une fraction kérosène léger ayant un point initial d’ébullition compris entre 120 et 160°C et un point final d’ébullition inférieur ou égal à 260°C, de préférence inférieur à 250°C et de manière très préférée inférieur à 230°C et une fraction distillats moyens lourds ayant un point d’ébullition initial supérieur à 230°C, et un point final d’ébullition compris entre 350 et 390°C et seule la fraction distillats moyens lourds issu de l’étape de fractionnement b) est envoyée dans ladite étape e) d’hydroisomérisation.