Brevet FR2744458A1 — publié le 19970808

La présente invention concerne un nouveau procédé d'isomérisation d'hydrocarbures, de préférence des paraffines, de façon encore plus préférée en majeure partie des paraffines, contenant principalement de 4 à 8, de préférence principalement de 4 à 6, de façon encore plus préférée principalement 5 et/ou 6 atomes de carbone par molécule, tel qu'il utilise au moins une zone de distillation associée à une zone réactionnelle d'isomérisation, caractérisé en ce que ladite zone réactionnelle est au moins en partie interne à la zone de distillation. De par la suppression, notamment à des fins de protection de l'environnement, des i0 alkyles de plomb dans les essences automobiles, les procédés de production de paraffines ramifiées, et en particulier le procédé d'isomérisation des paraffines normales en paraffines ramifiées revêt actuellement une importance croissante dans l'industrie pétrolière. L'isomérisation du n-butane permet de produire de l'isobutane qui peut être utilisé dans les procédés d'alkylation des oléfines légères par au moins une isoparaffine pour produire des coupes paraffiniques de 5 à 12 atomes de carbone par molécule. Ces coupes ont de hauts indices d'octane. L'isobutane peut également, après déshydrogénation, être utilisé dans la réaction d'éthérification par le méthanol ou l'éthanol. Les éthers ainsi obtenus (MTBE, ETBE) ont des indices d'octane élevés et sont incorporables avec fractions essences (pool essence). Le procédé d'isomérisation d'hydrocarbures, de préférence des paraffines, contenant principalement de 4 à 8, de préférence principalement de 4 à 6, de façon encore plus préférée principalement 5 et/ou 6 atomes de carbone par molécule est également un procédé qui conduit à des bases essences des indices d'octane élevés et pouvant être directement incorporées aux fractions essence (pool essence). Ce dernier procédé a fait l'objet de nombreux travaux, trois types différents de catalyseurs sont traditionnellement utilisés pour réaliser cette réaction d'isomérisation: - les catalyseurs de type Friedel et Crafts, tels que le chlorure d'aluminium, qui sont utilisés à basses températures (environ 20 à 130 C), - les catalyseurs à base de métal du groupe VIII déposé sur alumine, généralement halogénée, de préférence chlorée, qui sont utilisés à des températures moyennes (environ 150 C), par exemple tels que ceux décrits dans les brevets US-A-2.906.798, US-A-2.993.398, US-A-3.791.960, US-A-4.113.789, US-A-4.149.993, US-A-4.804.803, les demandes de brevet européen EP-A-514. 527, EP-A-661.095 et EP-A-4.661.370 et la demande de brevet français n 95/07.887 du 28/06/95, - les catalyseurs zéolithiques comprenant au moins un métal du groupe VIII déposé sur une zéolithe, qui sont utilisés à des températures élevées (250 C et plus), par exemple tels que ceux décrits dans les brevets US-A-4.727.217, US-A-4.789.655, US-A-4.935.578, US-A-4.943.546 et US-A-4.977.121 dans le cas o la zéolithe est une mordénite et ceux décrits dans les brevets US-A-4.724.007, US-A-4.780.736, 1o US-A-4.891. 200, US-A-5.157.198, US-A-5.165.906, US-A-5.277.791 et la demande de brevet EP-A-601.924 dans le cas o la zéolithe est la zéolithe oméga. Ces catalyseurs conduisent à des gains d'octane légèrement inférieurs, mais présentent l'avantage d'être plus faciles à mettre en oeuvre et plus résistants aux poisons; néanmoins de par leur plus faible acidité, ils ne peuvent pas être employés pour lI'isomérisation du n-butane. Les procédés actuels d'isomérisation d'hydrocarbures, de préférence des paraffines, en C4-C8 utilisant des catalyseurs au platine déposé sur alumine chlorée à haute activité opèrent sans recyclage, ou avec un recyclage partiel, après fractionnement, des n-paraffines non converties, ou avec un recyclage total après passage sur des lits de tamis moléculaires. La mise en oeuvre sans recyclage, bien que simple, manque d'efficacité dans l'accroissement de l'indice d'octane. Pour obtenir des indices d'octane élevés, on doit effectuer le recyclage des constituants à faible indice d'octane, après passage soit dans des colonnes de séparation (par exemple un déisohexaniseur) soit sur des tamis moléculaires, en phase liquide ou vapeur. L'utilisation de tamis moléculaires présente des inconvénients, parmi lesquels on peut citer les difficultés qu'il y a à utiliser des catalyseurs d'isomérisation à base d'alumine halogénée, dans le cas o elle est chlorée, en raison des risques de contamination par l'acide chlorhydrique des tamis moléculaires intégrés, difficultés parfois réglées par la mise en place d'un dispositif de piégeage du chlore entre la zone d'isomérisation et la zone d'adsorption, lorsque c'est possible. Des technologies utilisant des tamis moléculaires et pouvant opérer en présence de réacteur d'isomérisation contenant des catalyseurs à base d'alumine chlorée imprégnée de platine, ont été développées. Par exemple, on peut envisager un système non intégré mettant en oeuvre une étape de stabilisation de l'effluent d'isomérisation avant de l'envoyer à l'étape d'adsorption sur tamis moléculaire. Mais lesdites technologies sont complexes et présentent entre autres l'inconvénient de fonctionner de façon discontinue. C'est pourquoi des systèmes catalytiques moins performants ont été utilisés, à base de zéolithe ne mettant pas en oeuvre de chlore. Il en résulte un produit présentant un indice d'octane inférieur de 1 à 2 points à celui qui aurait été obtenu avec un catalyseur à base d'alumine chlorée. En effet, selon les lois de la thermodynamique, plus la température d'isomérisation est basse, plus la conversion des n-paraffines en isoparaffines est élevée, et de plus, meilleure est la conversion des isomères en C6 à faible indice d'octane (méthylpentanes) en isomères en C6 à plus hauts indices d'octane (diméthylbutanes). Par ailleurs, on peut considérer les schémas "classiques" utilisant des colonnes de séparation (déisopentaniseur et déisohexaniseur), du fait que les colonnes de séparation peuvent être protégées de la contamination par le chlore. Mais ces schémas sont lourds en équipement et gros consommateurs d'énergie, donc coûteux à mettre en oeuvre. Un schéma à une colonne de séparation (seulement le déisohexaniseur) serait moins coûteux mais ne présenterait pas la faculté de convertir tout le pentane normal en isopentane et, de ce fait, ne permettrait pas d'obtenir les niveaux d'accroissement de l'indice d'octane des schémas de recyclage. Enfin, le brevet US-A-5.177.283, qui décrit la production d'alkylbenzènes, mentionne la possibilité d'associer à une colonne de fractionnement qui réalise la distillation une seule zone réactionnelle externe, dans le cas de l'isomérisation des paraffines C4-C8, I'effiuent de ladite zone réactionnelle étant renvoyé dans la colonne juste au- dessous du point o l'on a prélevé la charge de la zone réactionnelle. La présente invention concemrne un procédé permettant d'augmenter le plus possible l'indice d'octane d'une coupe pétrolière contenant des paraffines normales, et permettant en particulier de s'affranchir des inconvénients précités. En effet le procédé selon l'invention est caractérisé en ce qu'il ne comporte pas de technologies de séparation par adsorption sur tamis moléculaires et en ce qu'il intègre les opérations de distillation et d'isomérisation agencées et opérées de manière à maximiser la conversion des normales paraffines en isoparaffines. L'invention concerne un procédé d'isomérisation d'une charge comprenant essentiellement des hydrocarbures, de préférence des paraffines, de façon encore plus préférée en majeure partie des paraffines, contenant principalement de 4 à 8 atomes de carbone par molécule, de préférence principalement de 4 à 6 atomes de carbone par molécule, de façon encore plus préférée principalement 5 et/ou 6 atomes de carbone par molécule (c'est-à-dire choisies dans le groupe formé par les paraffines contenant principalement 5 atomes de carbone par molécule et les paraffines contenant principalement 6 atomes de carbone par molécule), tel que l'on traite ladite charge dans une zone de distillation, comportant une zone d'épuisement et une zone de rectification, associée à une zone réactionnelle d'isomérisation, en présence d'un catalyseur d'isomérisation et d'un flux gazeux comprenant de l'hydrogène, la charge de la zone réactionnelle étant prélevée à la hauteur d'un niveau de prélèvement et représentant au moins une partie, de préférence la majeure partie, du liquide coulant dans la zone de distillation, I'effluent de la zone réactionnelle étant au moins en partie, de préférence en majeure partie, réintroduit dans la zone de distillation, de manière à assurer la continuité de la distillation, caractérisé en ce que la zone réactionnelle est au moins en partie interne à la zone de distillation. La charge qui alimente le procédé selon l'invention provient de toute source connue de l'homme du métier, telle que par exemple une coupe dite de naphta léger provenant d'une unité de fractionnement de naphta ou une coupe dite réformat léger, de préférence quasiment exempte de benzène, et de façon encore plus préférée quasiment exempte de benzène, de tout autre composé insaturé comportant au plus six atomes de carbone par molécule, et éventuellement de tout autre composé tel le cyclohexane ou toute isoparaffine comportant sept atomes de carbone par molécule. La charge qui alimente la zone de distillation est introduite dans ladite zone généralement au moins à un niveau de ladite zone, de préférence principalement à un seul niveau de ladite zone. La zone de distillation, qui réalise le fractionnement par distillation en continu tel qu'il est connu de l'homme du métier, comprend généralement au moins une colonne munie d'au moins un interne de distillation choisi dans le groupe formé par les plateaux, les garnissages en vrac et les garnissages structurés, ainsi qu'il est connu de l'homme du métier, tel que l'efficacité globale totale est au moins égale à cinq étages théoriques. Dans les cas connus de l'homme du métier o la mise en oeuvre d'une seule colonne pose des problèmes, on préfère généralement scinder ladite zone de façon à utiliser finalement au moins deux colonnes qui, mises bout à bout, réalisent ladite zone, c'est-à- dire que la zone de rectification, la partie de la zone réactionnelle interne à la zone de distillation et la zone d'épuisement se répartissent sur les colonnes. En pratique, la zone de rectification ou la zone d'épuisement, et de préférence la zone d'épuisement, peut généralement se trouver dans au moins une colonne différente de la colonne comprenant la partie interne de la zone réactionnelle. La zone réactionnelle d'isomérisation comprend généralement au moins un lit catalytique d'isomérisation, de préférence entre 1 et 4 lit(s) catalytique(s); dans le cas o au moins deux lits catalytiques se trouvent incorporés dans la zone de distillation, ces deux lits sont éventuellement séparés par au moins un interne de distillation. Pour la partie de la zone réactionnelle interne à la zone de distillation, le prélèvement de liquide est fait naturellement par écoulement dans la partie de la zone réactionnelle interne à la zone de distillation, et la réintroduction de liquide en zone de distillation se fait aussi naturellement par écoulement du liquide à partir de la zone réactionnelle interne à la zone de distillation. De plus, le procédé selon l'invention est de préférence tel que l'écoulement du liquide à isomériser est co- courant à l'écoulement du flux gazeux comprenant de l'hydrogène, pour tout lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation, et de façon encore plus préférée tel que l'écoulement du liquide à isomériser est co-courant à l'écoulement du flux gazeux comprenant de l'hydrogène et tel que la vapeur dans la colonne est séparée dudit liquide, pour tout lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation. Selon un mode de réalisation du procédé selon l'invention, la zone réactionnelle est totalement interne à la zone de distillation. Selon un autre mode de réalisation du procédé selon l'invention, indépendant ou non du mode de réalisation précédent, le procédé selon l'invention est tel que la zone d'isomérisation est à la fois partiellement interne à la zone de distillation, et partiellement externe à la zone de distillation. Selon un tel mode de réalisation, la zone d'isomérisation comprend au moins deux lits catalytiques, au moins un lit catalytique étant interne à la zone de distillation, et au moins un autre lit catalytique étant externe à la zone de distillation. Selon une des variantes dudit mode de réalisation du procédé selon l'invention, le liquide à isomériser circule d'abord dans la partie externe de la zone d'isomérisation puis la partie interne de ladite zone. De préférence, chaque lit catalytique de la partie externe de la zone d'isomérisation reçoit l'effluent d'un seul niveau de prélèvement. Alors l'effluent d'un lit catalytique de la partie externe de la zone d'isomérisation est réintroduit généralement sensiblement à proximité (c'est-à-dire au-dessous, au-dessus ou à la même hauteur) d'un niveau de prélèvement, de préférence du niveau de prélèvement qui a alimenté ledit lit catalytique, ou éventuellement sensiblement à proximité du niveau d'injection de la charge, si la hauteur du niveau de prélèvement est proche de la hauteur du niveau d'injection de la charge. Généralement, le procédé selon l'invention comprend de 1 à 4 niveau(x) de prélèvement qui alimente(nt) la partie extemrne de la zone d'isomérisation. Alors, deux cas peuvent se présenter. Dans le premier cas, la partie externe de la zone d'isomérisation est alimentée par un seul niveau de prélèvement, et alors, si ladite partie comprend au moins deux lits catalytiques répartis dans au moins deux réacteurs, lesdits réacteurs sont disposés en série ou en parallèle. Dans le second cas, la partie externe de la zone d'isomérisation est alimentée par au moins deux niveaux de prélèvement. Alors, une partie de la partie externe de la zone d'isomérisation qui est alimentée par un niveau de prélèvement donné, de préférence associé à un seul niveau de réintroduction, comprend généralement au moins un réacteur, de préférence un seul réacteur. Si ladite partie de la partie externe comprend au moins deux lits catalytiques répartis dans au moins deux réacteurs, lesdits réacteurs sont disposés en série ou en parallèle et chacun desdits réacteurs est de préférence alimenté par un niveau de prélèvement distinct du niveau de prélèvement qui alimente l'(les) autre(s) réacteur(s). Selon un autre mode de réalisation de l'invention, indépendamment ou non des modes de réalisation précédents, le procédé selon l'invention est tel que l'écoulement du liquide à isomériser est co-courant ou contrecourant, de préférence co-courant, à l'écoulement du flux gazeux comprenant de l'hydrogène, pour tout lit catalytique de la zone d'isomérisation. Généralement, de façon préférée, les conditions opératoires sont judicieusement choisies, en relation avec la nature de la charge et avec d'autres paramètres connus du spécialiste de la distillation réactive, tel que le rapport distillat/charge et le taux de rebouillage en zone d'épuisement. Ainsi, un flux gazeux comprenant de l'hydrogène est généralement recyclé dans la zone de distillation, comme cela a été décrit précedemment, de façon à maintenir une pression partielle d'hydrogène dans la zone de distillation suffisante pour préserver au mieux la bonne activité du catalyseur d'isomérisation. Ledit hydrogène recyclé peut provenir soit de toute source extérieure connue de l'homme du métier, soit du recyclage d'une fraction de l'effluent de tête de la zone de distillation. L'hydrogène utilisé selon l'invention dans ce recyclage, provenant de toute source extérieure connue de l'homme du métier, peut provenir de toutes sources produisant de l'hydrogène à au moins 50 % volume de pureté, de préférence au moins 80 % volume de pureté et de façon encore plus préférée au moins 90 % volume de pureté. Par exemple, on peut citer l'hydrogène provenant des procédés de réformage catalytique, de méthanation, de P.S.A., de génération éléctrochimique ou de vapocraquage. Selon un des modes de réalisation préférés du procédé selon l'invention, une fraction de l'hydrogène compris dans l'effluent de tête de la zone de distillation est récupérée, puis comprimée et réutilisée dans la zone de distillation. Selon un autre des modes de réalisation du procédé selon l'invention, une fraction de l'hydrogène compris dans l'effluent de tête de la zone de distillation est récupérée, puis injectée en amont des étapes de compression associées à une unité de réformage catalytique, en mélange avec de l'hydrogène provenant de ladite unité, ladite unité opérant de préférence à basse pression, c'est-à-dire généralement une pression inférieure à 8 bar (1 bar = 105 Pa). Le catalyseur d'isomérisation disposé dans la partie interne de la zone de distillation l'est suivant les différentes technologies proposées pour conduire des distillations catalytiques. Elles sont essentiellement de deux types. Suivant le premier type de technologies, la réaction et la distillation procèdent simultanément dans le même espace physique, comme l'enseignent par exemple la demande de brevet WO-A-90/02.603, les brevets US-A-4.471. 154, US-A-4.475.005, US-A-4.215.011, US-A-4.307.254, US-A-4.336.407, US-A-4.439.350, US-A-5.189.001, US-A-5.266.546, US-A-5.073.236, US-A-5.215.011, US-A-5.275.790, US-A-5.338.517, US-A-5.308.592, US-A-5.236.663, US-A-5.338.518, ainsi que les brevets EP-B1-0.008.860, EP-B1-0.448.884, EP-B1-0.396.650 et EP-B1-0.494.550 et la demande de brevet EP-A1-0.559. 511. Le catalyseur d'isomérisation est alors généralement en contact avec une phase liquide descendante, générée par le reflux introduit en tête de la zone de distillation, et avec une phase vapeur ascendante, générée par la vapeur de rebouillage introduite en fond de zone. Selon ce type de technologies, le flux gazeux comprenant de l'hydrogène nécessaire à la zone réactionnelle, pour la réalisation du procédé selon l'invention, pourrait être joint à la phase vapeur, sensiblement à l'entrée d'au moins un lit catalytique de la zone réactionnelle. Suivant le second type de technologies, le catalyseur est disposé de telle façon que la réaction d'isomérisation et la distillation procèdent généralement de manière indépendante et consécutive, comme l'enseignent les brevets US-A-4.847.430, US-A-5.130.102 et US-A-5.368.691, la vapeur de la distillation ne traversant pratiquement pas tout lit catalytique de la zone réactionnelle. Ainsi, si l'on utilise ce type de technologie, le procédé selon l'invention est généralement tel que l'écoulement du liquide à isomériser est co-courant à l'écoulement du flux gazeux comprenant de l'hydrogène et tel que la vapeur de la distillation n'est pratiquement pas en contact avec le catalyseur (ce qui se traduit généralement en pratique par le fait que ladite vapeur est séparée dudit liquide à isomériser), pour tout lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation. De tels systèmes comportent généralement au moins un dispositif d'introduction de liquide qui peut être par exemple un répartiteur de liquide, dans tout lit catalytique de la zone réactionnelle. Néanmoins, dans la mesure o ces technologies ont été conçues pour des réactions catalytiques intervenant entre des réactifs liquides, elles ne peuvent convenir sans modification pour une réaction catalytique d'isomérisation, pour laquelle on utilise de l'hydrogène à l'état gazeux. Pour tout lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation, il est donc généralement nécessaire d'adjoindre un dispositif de distribution de flux gazeux comprenant de l'hydrogène, par exemple selon l'une des trois techniques décrites ci-après. Ainsi, la zone de distillation comporte au moins un dispositif de distribution de liquide et au moins un dispositif de distribution de flux gazeux comprenant de l'hydrogène, pour tout lit catalytique de la zone d'isomérisation interne à la zone de distillation. Selon une première technique, le dispositif de distribution de flux gazeux comprenant de l'hydrogène est disposé avant le dispositif de distribution de liquide, et donc avant le lit catalytique. Selon une deuxième technique, le dispositif de distribution de flux gazeux comprenant de l'hydrogène est disposé au niveau du dispositif de distribution de liquide, de telle façon que le flux gazeux comprenant de l'hydrogène soit introduit dans le liquide avant le lit catalytique. Selon une troisième technique, le dispositif de distribution de flux gazeux comprenant de l'hydrogène est disposé après le dispositif de distribution de liquide, et donc au sein du lit catalytique, de préférence non loin dudit dispositif de distribution du liquide dans ledit lit catalytique. Les termes "avant" et 'après" utilisés ci-avant s'entendent par rapport au sens de circulation du liquide qui va traverser le lit catalytique. 0o Une des réalisations préférées du procédé selon l'invention est telle que le catalyseur de la partie interne de la zone d'isomérisation est disposé dans la zone réactionnelle suivant le dispositif de base décrit dans le brevet US-A-5.368.691, aménagé de manière que tout lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation soit alimenté par un flux gazeux comprenant de l'hydrogène, régulièrement distribué à sa base, par exemple selon l'une des trois techniques décrites ci-avant. Suivant cette technologie, si la zone de distillation comprend une seule colonne et si la zone d'isomérisation est en totalité interne à ladite colonne, le catalyseur compris dans tout lit catalytique, interne à la zone de distillation, est alors en contact avec une phase liquide ascendante, générée par le reflux introduit au sommet de la colonne de distillation, et avec le flux gazeux comprenant de l'hydrogène qui circule dans le même sens que le liquide, le contact avec la phase vapeur de la distillation étant évité en faisant transiter cette dernière par une cheminée spécialement aménagée. Les conditions opératoires de la partie de la zone d'isomérisation interne à la zone de distillation sont liées aux conditions opératoires de la distillation. La distillation est conduite sous une pression généralement comprise entre 2 et 20 bar, de préférence entre 4 et 10 bar (1 bar = 105 Pa). La température de tête de zone de distillation est généralement comprise entre 40 et 1800C et la température de fond de zone de distillation est généralement comprise entre 100 et 280 C. La réaction d'isomérisation est conduite dans des conditions qui sont le plus généralement intermédiaires entre celles établies en tête et en fond de zone de distillation, à une température comprise entre 70 et 200 C, et de préférence comprise entre 100 et C, et à une pression comprise entre 2 et 20 bar, de préférence entre 4 et 10 bar. Le liquide soumis à l'isomérisation est alimenté par un flux gazeux comprenant de l'hydrogène dont le débit est tel que le rapport molaire hydrogène sur hydrocarbures (généralement à l'entrée de la partie interne de la zone réactionnelle) compris entre 0,01 et 0,8 et de préférence compris entre 0,06 et 0,5. Lorsque la zone d'isomérisation est en partie externe à la colonne de distillation, le catalyseur disposé dans ladite partie externe l'est suivant toute technologie connue de l'homme de métier dans des conditions opératoires (température, pression...) indépendantes ou non, de préférence indépendantes, des conditions opératoires de la zone de distillation. Dans la partie de la zone d'isomérisation externe à la zone de distillation, quand elle existe, les conditions opératoires sont généralement les suivantes. La pression requise pour cette étape d'isomérisation est généralement comprise entre 1 et 60 bar absolus, de préférence entre 2 et 50 bar et de façon encore plus préférée entre 5 et bar. La température opératoire de la partie externe de la zone d'isomérisation est généralement comprise entre 80 et 400 C, de préférence entre 100 et 350 C et de façon préférée entre 120 et 320 C. La vitesse spatiale au sein de ladite partie externe, calculée par rapport au catalyseur, est généralement comprise entre 0,5 et et plus particulièrement entre 1 et 30 h-1 (volume de charge par volume de catalyseur et par heure). Le débit du flux gazeux comprenant de l'hydrogène alimentant la partie externe de la zone d'isomérisation est tel que le rapport molaire hydrogène sur hydrocarbures (généralement à l'entrée de la partie externe de la zone réactionnelle) compris entre 0,01 et 0,8 et de préférence compris entre 0,06 et 0,5. Mais les conditions de température et de pression peuvent aussi, dans le cadre du procédé de la présente invention, être comprises entre celles qui sont établies en tête et en fond de zone de distillation. Lorsque les conditions opératoires de la zone de distillation et de la zone réactionnelle sont bien choisies, le procédé selon la présente invention peut permettre de convertir, en isopentane, plus de 80% du npentane de la charge, voire plus de 90%. Parmi les catalyseurs pouvant être utilisés dans tout lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation, dans le procédé selon l'invention, on peut citer un catalyseur à haute activité, comme par exemple un catalyseur à base d'alumine halogénée, de préférence chlorée. De tels catalyseurs sont généralement constitués d'un support en alumine éta et/ou gamma de haute pureté (par exemple un mélange d'alumine éta (de 85 à 95 % en poids par rapport au support) et d'alumine gamma (en complément en poids), ou bien ladite alumine pouvant être constituée de 100 % d'alumine gamma), renfermant généralement de 2 à 10% en poids de chlore, de 0,1 à 0,35% en poids de platine et éventuellement d'autres métaux. Ils peuvent être mis en oeuvre avec une vitesse spatiale de 0,5 à 10 h-1, de préférence de 1 à 4 h-1. Le maintien du taux d'halogénation, de préférence de chloration, du catalyseur nécessite généralement l'appoint en continu d'un composé halogéné, de préférence chloré, comme le tétrachlorure de carbone ou le perchloroéthylène, injecté en mélange avec la charge à une concentration de 50 à 1000 parties par million en poids. Mais tout autre catalyseur pouvant réaliser l'isomérisation dans les conditions opératoires de la distillation peut aussi être utilisé selon le procédé de la présente invention. Ainsi, parmi les catalyseurs pouvant être utilisés dans tout lit catalytique de l'éventuelle partie externe de la zone d'isomérisation, tout catalyseur connu de l'homme du métier pour réaliser ladite réaction, comme les trois types de catalyseurs cités dans la première partie de la présente description, est envisageable. A titre d'exemple non limitatif, on peut citer les catalyseur à base d'alumine, c'est-à-dire les catalyseurs dont le support comprend principalement une alumine, généralement halogénée, de préférence chlorée, ladite alumine pouvant être par exemple un mélange d'alumine éta (de 85 à 95 % en poidspar rapport au support) et d'alumine gamma (en complément en poids), ou bien ladite alumine pouvant être constituée de % d'alumine gamma. On peut aussi citer les catalyseurs à base de zéolithe, c'est-à- dire dont le support comprend principalement au moins une zéolithe, de préférence choisie dans le groupe formé par les zéolithes de type structural mordénite, de préférence la mordénite, et les zéolithes de type structural mazzite, de préférence la zéolithe oméga; mais ces catalyseurs ne conviennent généralement pas pour isomériser les hydrocarbures, de préférence les paraffines, contenant essentiellement 4 atomes de carbone par molécule, ainsi qu'il est connu de l'homme du métier. Les catalyseurs, tels que par exemple ceux cités précédemment, qu'ils soient à base d'alumine ou de zéolithe, comprennent généralement au moins un métal du groupe VIII de la classification périodique des éléments, de préférence choisi dans le groupe formé par le nickel, le platine et le palladium. Les figures 1 et 2 jointes illustrent l'invention, et plus précisément deux mises en oeuvre préférées du procédé selon l'invention, sans en limiter la portée. La charge à traiter contenant un mélange comprenant des normales paraffines et des isoparaffines comprenant 5 et 6 atomes de carbone par molécule est introduite dans la colonne par la ligne (1). La colonne est constituée de zones de séparation notée Cl, C2, PT1 et PT2 et de cellules réactionnelles, notées R1, R2 et R3, de préférence à travers lesquelles circule la vapeur de telle façon que ladite vapeur ne soit pas en contact avec le catalyseur. On soutire par la ligne (2) de la tête de la colonne un effluent liquide riche en isopentane, et du fond de la colonne, par la ligne (3) un effluent contenant essentiellement les composés de la charge autre que le n-pentane et l'isopentane. Les lignes (4), (5) et (6) représentent les apports en hydrogène à l'entrée des cellules réactionnelles R1, R2 et R3. La figure 1 représente une réalisation du procédé dans laquelle la zone réactionnelle est complètement intégrée à la colonne. Cette zone réactionnelle comprend les éléments R1, PT1, R2, PT2 et R3. La figure 2 représente une réalisation du procédé dans laquelle la zone réactionnelle est partiellement extemrne à la colonne. Le prélèvement du liquide issu de la zone de distillation Cl est réalisé par la ligne (7) qui amène ce liquide à la cellule réactionnelle R1. Le liquide en sortie de la cellule réactionnelle R1 est dirigé vers le haut de la zone de distillation PT1 par la ligne (8). Les exemples suivants illustrent l'invention sans en limiter la portée. Les calculs sont effectués à l'aide du logiciel PROII version 3.3 de Simulation Sciences Inc. Les équilibres liquide-vapeur sont représentés avec l'équation d'état de Peng-Robinson. La solubilité de l'hydrogène dans les hydrocarbures est prise en compte par un coefficient de Henry. Le type de catalyseur est pris en compte d'après des études sur unité pilote d'isomérisation en lit fixe. EXEMPLE 1 (selon l'lnvention): Exemple calculé selon le schéma de la figure 1 La charge est constituée par un naphta léger dont la composition pondérale est la suivante: isopentane: 24, 6 normalpentane: 27,8 2,2-diméthylbutane: 1,7 2,3- diméthylbutane: 2,8 2-méthylpentane: 15,0 3méthylpentane: 8,5 normalhexane: 13,2 méthylcyclopentane: 3,6 cyclohexane: 1,5 C7+: 1,3 Cette charge a un indice d'octane recherche (RON) de 71,2 et un indice d'octane moteur (MON) de 70,7. Elle alimente une colonne de distillation réactive à un débit de 93,6 kg/h. La colonne possède 38 plateaux théoriques et fonctionne sous une pression de tête de 7,5 bar, une température de tête de 99 C et une température de fond de 142 C. La charge est introduite dans la colonne au 27ème plateau (le plateau n 1 est le condenseur, le plateau n 38 est le rebouilleur). Trois zones réactives sont utilisées dans cette réalisation du procédé, à travers lesquelles circule la vapeur de telle façon que ladite vapeur ne soit pas en contact avec le catalyseur. Elles sont intercalées respectivement entre les plateaux théoriques 28 et 29, 33 et 34, 36 et 37. Le catalyseur utilisé comprend 0,3 % de platine, 8 % de chlore sur alumine qui est constituée de 90 % d'alumine éta et 10 % d'alumine gamma. Le rapport molaire hydrogène/hydrocarbures à l'entrée du réacteur est égal à 0,1. On soutire en tête 41,9 kg/h de distillat liquide riche en isopentane et contenant environ 3 % en mole de normal pentane et en fond de colonne 50,2 kg/h d'un effluent liquide renfermant 12 % en mole d'isopentane et 3 % en mole de normal pentane, le reste est constitué des composés à 6 atomes de carbone par molécule de la charge. Le taux de conversion du normal pentane est donc de 82,8 %. L'indice d'octane de la coupe pétrolière reconstituée après mélange du distillat et du résidu augmente d'environ 7 points (le RON est égal à 78,6 et le MON à 77,2). EXEMPLE 2 (selon l'nvention): Exemple calculé selon le schéma de la figure 1 La charge est identique à la charge utilisé à l'exemple 1. Elle a un indice d'octane recherche (RON) de 71,2 et un indice d'octane moteur (MON) de 70,7. Elle alimente une colonne de distillation réactive à un débit de 93,6 kg/h. La colonne est la même que celle de l'exemple 1. Elle fonctionne sous une pression de tête de 7,5 bar, une température de tête de 99 C et une température de fond de 142 C. Le catalyseur utilisé comprend 0,3 % de platine, 6,5 % de chlore sur alumine qui est constituée de % d'alumine gamma. Le rapport molaire hydrogène/hydrocarbures à l'entrée du réacteur est égal à 0,1. On soutire en tête 41,9 kg/h de distillat liquide riche en isopentane et contenant environ 3 % en mole de normalpentane et en fond de colonne 50, 2 kg/h d'un effluent liquide renfermant 12 % en mole d'isopentane et 3 % en mole de normalpentane, le reste est constitué des composés à 6 atomes de carbone par molécule de la charge. Le taux de conversion du normalpentane est donc de 82,7 %. L'indice d'octane de la coupe pétrolière reconstituée après mélange du distillat et du résidu augmente d'environ 7 points (le RON est égal à 78,5 et le MON à 77,0). EXEMPLE 3 (selon l'invention): Exemple calculé selon le schéma de la figure 2 La charge est identique à la charge utilisée à l'exemple 1. Elle a un indice d'octane recherche (RON) de 71,2 et un indice d'octane moteur (MON) de 70,7. Elle alimente une colonne de distillation réactive à un débit de 93,6 kg/h. La colonne possède 55 plateaux théoriques et fonctionne sous une pression de tête de 7,5 bar, une température de tête de 98 C et une température de fond de 140 C. La charge est introduite dans la colonne au 27ème plateau (le plateau n 1 est le condenseur, le plateau n 55 est le rebouilleur). Trois cellules réactives sont utilisées dans cette réalisation du procédé, à travers lesquelles circule la vapeur de telle façon que ladite vapeur ne soit pratiquement pas en contact avec le catalyseur. Elles sont intercalées respectivement entre les plateaux théoriques 38 et 39, 48 et 49, 53 et 54. Le rapport molaire hydrogène/hydrocarbures à l'entrée du réacteur est égal à 0,1. On soutire en tête 46,7 kg/h de distillat liquide riche en isopentane et contenant environ 8 % en mole de normalpentane et en fond de colonne 46, 7 kg/h d'un effluent liquide renfermant 6 % en mole d'isopentane et 1 % en mole de normalpentane, le reste est constitué des composés à 6 atomes de carbone par molécule de la charge. Le taux de conversion du normalpentane est donc de 90 %. L'indice d'octane de la coupe pétrolière reconstituée après mélange du distillat et du résidu augmente d'environ 8 points (le RON est égal à 79,1 et le MON à 77,6). REVENDICATIONS 1 - Procédé d'isomérisation d'une charge comprenant essentiellement des hydrocarbures contenant principalement de 4 à 8 atomes de carbone par molécule, tel que l'on traite ladite charge dans une zone de distillation, comportant une zone d'épuisement et une zone de rectification, associée à une zone réactionnelle d'isomérisation, en présence d'un catalyseur d'isomérisation et d'un flux gazeux comprenant de l'hydrogène, la charge de la zone réactionnelle étant prélevée à la hauteur d'un niveau de prélèvement et représentant au moins une partie du liquide coulant dans la zone de rectification, I'effluent de la zone réactionnelle étant au moins en partie réintroduit dans la zone de distillation, de manière à assurer la continuité de la distillation, caractérisé en ce que la zone réactionnelle est au moins en partie interne à la zone de distillation. 2 - Procédé selon la revendication 1 tel que la distillation est réalisée sous une pression comprise entre 2 et 20 bar, la température de tête de zone de distillation étant comprise entre 40 et 180 C et la température de fond de zone de distillation étant comprise entre 100 et 280 C. 3 - Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel la zone réactionnelle est totalement interne à la zone de distillation. 4 - Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel la zone réactionnelle est à la fois partiellement incorporée dans la zone de rectification de la zone de distillation et partiellement externe à la zone de distillation. - Procédé selon la revendication 4 tel que, pour la partie de la réaction d'isomérisation externe à la zone de distillation, la réaction d'isomérisation est conduite à une température comprise entre 80 et 400 C, à une pression comprise entre 1 et 60 bar, la vitesse spatiale au sein de la partie externe de la zone d'isomérisation, calculée par rapport au catalyseur, est généralement comprise entre 0,5 et 50 h-1 (volume de charge par volume de catalyseur et par heure), et le débit du flux gazeux comprenant de l'hydrogène alimentant la partie externe de la zone d'isomérisation est tel que le rapport molaire hydrogène/hydrocarbures est compris entre 0,01 et 0,8. 6 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 tel que, pour la partie de la réaction d'isomérisation interne à la zone de distillation, la pression requise pour cette étape d'isomérisation est comprise entre 1 et 60 bar, la température est comprise entre 100 et 400 C, et le débit du flux gazeux comprenant de l'hydrogène alimentant la partie interne de la zone d'isomérisation est tel que le rapport molaire hydrogène/hydrocarbures est compris entre 0,01 et 0,8. 7 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 tel que le catalyseur d'isomérisation est en contact avec une phase liquide descendante et avec une phase vapeur ascendante, pour tout lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation. 8 - Procédé selon la revendication 7 tel que le flux gazeux comprenant de l'hydrogène nécessaire à la zone d'isomérisation est joint à la phase vapeur, sensiblement à l'entrée d'au moins un lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation. 9 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 tel que l'écoulement du liquide à isomériser est co-courant à l'écoulement du flux gazeux comprenant de l'hydrogène, pour tout lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation. - Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 ou 9 tel que l'écoulement du liquide à isomériser est co-courant à l'écoulement du flux gazeux comprenant de l'hydrogène et tel que la vapeur de la distillation n'est pratiquement pas en contact avec le catalyseur, pour tout lit catalytique de la partie interne de la zone d'isomérisation. 11 - Procédé selon la revendication 10 tel que la zone d'hydrogénation comporte au moins un dispositif de distribution de liquide dans tout lit catalytique de ladite zone et au moins un dispositif de distribution du flux gazeux comprenant de l'hydrogène dans tout lit catalytique de la zone d'isomérisation interne à ladite zone. 12- Procédé selon la revendication 11 tel que le dispositif de distribution du flux gazeux comprenant de l'hydrogène est disposé avant le dispositif de distribution de liquide. 13- Procédé selon la revendication 11 tel que le dispositif de distribution du flux gazeux comprenant de l'hydrogène est disposé au niveau du dispositif de distribution de liquide. 14- Procédé selon la revendication 11 tel que le dispositif de distribution du flux gazeux comprenant de l'hydrogène est disposé après le dispositif de distribution de liquide. - Procédé selon l'une des revendications 1 à 14 tel que le catalyseur utilisé dans la zone d'isomérisation comprend au moins un métal choisi dans le groupe formé par les éléments du groupe VIII de la Classification Périodique des Eléments et un support. 16 - Procédé selon la revendication 15 tel que ledit support est à base d'alumine. 17 - Procédé selon la revendication 15 tel que ledit support est à base de zéolithe. 18- Procédé selon la revendication 17 tel que ladite zéolithe est choisie dans le groupe formé par les zéolithes de type structural mordénite et les zéolithes de type structural mazzite. 19 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 18 tel qu'une fraction de l'hydrogène compris dans l'effluent de tête de la zone de distillation est récupérée, puis comprimée et réutilisée dans ladite zone de distillation. - Procédé selon l'une de revendications 1 à 19 tel qu'une fraction de l'hydrogène compris dans l'effiuent de tête de la zone de distillation est récupérée, puis injectée en amont des étapes de compression associées à une unité de réformage catalytique, en mélange avec de l'hydrogène provenant de ladite unité. 21 - Procédé selon la revendication 20 tel que ladite unité de réformage catalytique opère à basse pression. 22 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 21 tel que la charge comprend essentiellement des hydrocarbures comprenant principalement de 4 à 6 atomes de carbone par molécule. 23 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 22 tel que la charge comprend essentiellement des hydrocarbures comprenant principalement 5 et/ou 6 atomes de carbone par molécule. 24 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 23 tel que la charge comprend essentiellement des paraffines. - Procédé selon l'une des revendications 1 à 24 tel que la charge comprend en majeure partie des paraffines.