Brevet FR2775283A1 — publié le 19990827

L'invention concerne un nouveau procédé pour augmenter la teneur en isobutane d'une coupe C4 de craquage catalytique ou de vapocraquage contenant principalement du n-butane, de l'isobutane, de l'isobutène, du butène-1 et des butènes-2, ainsi qu'une petite quantité de butadiène-1,3. Elle concerne également l'utilisation de la coupe obtenue en alkylation, pour fournir un mélange d'isooctanes utilisable comme constituant d'essence à hauts indices d'octane. Le craquage catalytique, à côté de sa production principale qui est l'essence auto, produit également une quantité importante d'hydrocarbures légers, notamment à 4 atomes de carbone. La coupe d'hydrocarbures en C4 contient principalement du n-butane, de l'isobutane, de l'isobutène, du butène-1 et des butènes-2, ainsi qu'une petite quantité de butadiène-1,3. Cette coupe est le plus souvent envoyée dans une installation d'alkylation qui réalise l'addition du mélange des butènes (isobutène, butène-1 et butènes-2) sur l'isobutane. Comme la stoechiométrie de l'alkylation nécessite une mole d'isobutane pour une mole de butène, la teneur en isobutane de la coupe issue du craquage est le plus généralement insuffisante pour réaliser l'alkylation de la totalité des oléfines de cette coupe: un apport externe d'isobutane est nécessaire. Cette importation peut être difficile et à tout le moins coûteuse. On a maintenant découvert un nouveau procédé qui permet d'augmenter sélectivement la concentration en isobutane de la coupe d'hydrocarbures oléfiniques à 4 atomes de carbone envoyée à l'unité d'alkylation, ladite coupe contenant du butadiène-1,3 (en petite quantité), de l'isobutène, du butène-1, des butènes-2, du n-butane et de l'isobutane, avec une concentration molaire en isobutane très nettement inférieure à celle des oléfines (butènes) mentionnées ci-avant. D'une manière générale, I'invention propose un procédé pour augmenter la teneur en isobutane d'une coupe C4 de craquage catalytique ou de vapocraquage contenant principalement du n-butane, de l'isobutane, de l'isobutène, du butène-1 et des butènes-2, ainsi qu'une petite quantité de butadiène-1,3, ce procédé comprenant d'abord l'hydro- isomérisation de la coupe considérée, ayant pour résultat l'obtention d'un mélange contenant majoritairement des butènes-2, de l'isobutène et de l'isobutane, puis la séparation, par distillation de la coupe hydro- isomérisée, d'un effluent riche en butènes-2, recueilli en fond, et d'un effluent riche en isobutane et isobutène, recueilli en tête (ledit effluent riche en butènes-2 pouvant être envoyé à une unité d'alkylation à l'acide sulfurique ou fluorhydrique) et l'envoi dudit effluent riche en isobutène et 2 2775283 isobutane dans une zone d'hydrogénation de l'isobutène en isobutane, I'effluent résultant de l'hydrogénation, comprenant majoritairement de lisobutane, pouvant être ensuite envoyé vers la zone d'alkylation, qui produit alors, par réaction avec ledit effluent riche en butènes-2, un mélange d'isooctanes utilisable comme constituant d'essence à hauts indices d'octane. Plus particulièrement, le procédé de l'invention comporte les étapes suivantes: - (a) I'hydrogénation sélective du butadiène-1,3 avec simultanément isomérisation du butène-1 en butènes-2, par passage de ladite coupe en phase liquide sur un catalyseur comprenant au moins un métal choisi dans le groupe formé par le nickel, le palladium et le platine, déposé sur un support, à une température de 20 à 200 O C, une pression de 0,1 à 5 MPa, une vitesse spatiale de 0,5 à 10 h'1, avec un rapport molaire H2/butadiène de 0,5 à 5, de façon à obtenir un effluent contenant majoritairement les butènes-2 et de l'isobutène, très peu de butène-1 et plus de butadiène-1,3; - (b)la séparation dans une zone de distillation (en particulier une colonne à distiller comprenant 5 à 200 plateaux théoriques) opérant entre 0,3 et 1 MPa avec un taux de reflux (reflux/distillat) de 5 à 20, en un effluent de tête comprenant l'isobutane, I'isobutène et le butène- 1 résiduel de l'étape (a) et un effluent de fond comprenant le n-butane et les butènes-2 qui peut être envoyé dans une étape (d) dans une zone d'alkylation à l'acide sulfurique ou à l'acide fluorhydrique; et - (c) I'envoi de l'effluent de tête riche en isobutène et isobutane issu de l'étape (b) dans une zone qui réalise l'hydrogénation totale ou quasi totale du butène-1 résiduel et de l'isobutène, par passage dudit effluent, au moins en partie en phase liquide, sur un catalyseur comprenant au moins un métal choisi dans le groupe formé par le nickel, le palladium et le platine, déposé sur un support, à une température de 20 à 200 C, une pression de 1 à 5 MPa, une vitesse spatiale de 0,5 à 10 h'1, avec un rapport H2/oléfines de 0,5 à 5, de préférence de 1 à 2, de façon à obtenir un effluent contenant majoritaire- ment de l'isobutane, qui peut être envoyé, dans une étape (d), vers la zone d'alkylation à l'acide sulfurique ou à l'acide fluorhydrique. Lorsqu'on effectue l'alkylation entre l'effluent contenant majoritairement de l'isobutane issu de l'étape (c) et l'effluent de fond comprenant le n-butane et les butènes-2 issu de l'étape (b), il est avantageux de faire suivre l'alkylation d'une étape (e) de séparation, par distillation, de l'excès d'isobutane utilisé par rapport à la stoechiomé- trie, qui sort en tête, et de l'alkylat à indice d'octane amélioré, qui sort en fond. L'isobutane ainsi récupéré peut, dans une étape (f) être recyclé en amont de l'étape (c) 3 2775283 d'hydrogénation de l'effluent de tête de la distillation de l'étape (b) (ledit effluent comprenant l'isobutane, I'isobutène et le butène-1 résiduel), de manière à diluer celui-ci. Le procédé de l'invention est décrit plus en détail ci-après, en liaison avec la figure annexée. La coupe d'hydrocarbures en C4 est introduite par le conduit 1 dans l'unité R1, dans laquelle on introduit également de l'hydrogène. Cette unité réalise l'hydrogénation du butadiène-l1,3 et l'isomérisation du butène-1 en butènes-2. Le produit de cette unité est alors introduit par le conduit 2 dans la colonne de distillation C1, qui sépare, en fond, l'effluent riche en butènes-2, envoyé par le conduit 3 vers l'unité d'alkylation R3, et, en tête, I'effluent riche en isobutène, envoyé par le conduit 4 vers l'unité d'hydrogénation R2, qui reçoit également de l'hydrogène. Cette unité produit un effluent riche en isobutane, dirigé ensuite par le conduit 5 vers l'unité d'alkylation R3. La section réactionnelle de cette unité opérant avec un fort excès d'isobutane, il est nécessaire de recycler cet excès. Pour ce faire, l'effluent de l'unité d'alkylation R3 est envoyé par le conduit 6 dans la colonne de distillation C2, dans laquelle on sépare l'alkylat, qui sort en fond par le conduit 8; l'effluent de tête, consistant essentiellement en l'isobutane en excès est recyclé par le conduit 7 vers le conduit 4 d'alimentation de l'unité d'hydrogénation d'isobutène R2. La succession des opérations retenues dans le procédé selon l'invention présente de nombreux avantages. Le composé le plus réactif, à savoir le butadiène-1,3 est hydrogéné et ne sera pas la cause de réactions parasites dans l'opération d'alkylation, à savoir la formation de boues ou d'huiles qui, outre le problème d'élimination qu'elle pose, entraîne des consommations d'acide excessives. Par ailleurs, I'hydro-isomérisation du butène-1 en butènes-2 permet la séparation de l'isobutène (point d'ébullition -6.9 C) des butènes-2 (point d'ébullition du butène-2 trans: +9 C; du butène-2 cis: +3,7 C) et donc permet d'hydrogéner principalement l'isobutène en isobutane, tout en conservant les butènes-2. On prépare ainsi un mélange quasi stoechiométrique, ou avec excès d'isobutane, qui permet de maximiser la production de l'unité d'alkylation. De plus, les caractéristiques de l'essence produite, à savoir les indices d'octane "recherche" et "moteur", sont nettement améliorées, quel que soit le procédé d'alkylation, 4 2775283 lorsque l'on utilise les butènes-2 comme oléfines. Ainsi, dans le cas de l'alkylation à l'acide sulfurique ou à l'acide fluorhydrique, on améliore nettement les indices d'octane, comme le montre le Tableau 1 suivant: Tableau 1 Butène-1 Butènes-2 Isobutène HF H2SO4 HF H2SO4 HF H2SO4 IOR* 90-91 97-98 96-97 97-98 94-95 90- 91 IOM* 88-89 93-94 92-93 93-94 91-92 88- 89 * IOR désigne l'indice d'octane "recherche" et IOM l'indice d'octane "moteur". On voit en effet que les indices d'octane de l'alkylat "sulfurique" de l'isobutène sont très nettement inférieurs à ceux de l'alkylat "sulfurique" des n-butènes, tandis que les indices d'octane de l'alkylat "fluorhydrique" du butène-1 sont très nettement inférieurs à ceux de l'alkylat "fluorhydrique" des butènes-2. La présence quasi exclusive de butènes-2 dans la charge de l'alkylation permet donc, aussi bien dans le cas de l'alkylation "sulfurique" que dans celui de l'alkylation "fluorhydrique", d'obtenir les valeurs maximales d'indice d'octane. Dans l'étape (a) (zone R1), on réalise donc l'hydrogénation du butadiène1,3 ainsi que l'isomérisation du butène-1 en butènes-2. Ces réactions peuvent être réalisées au moyen de divers catalyseurs spécifiques comprenant un ou plusieurs métaux, par exemple du groupe 10 de la classification périodique (Ni, Pd et/ou Pt), déposé(s) sur un support. On met en oeuvre de préférence un catalyseur qui comprend au moins un composé de palladium ou de nickel fixé sur un support minéral réfractaire, par exemple sur une alumine. La teneur en palladium ou en nickel sur le support peut être comprise entre 0,01 et 5 % en poids, de préférence entre 0,05 et 1 % en poids. Divers modes de pré-traitement connus de l'homme de l'art peuvent éventuellement être appliqués à ces catalyseurs pour améliorer la sélectivité dans l'hydrogénation du butadiène-1,3 en butènes, aux dépens de l'hydrogénation totale en butane, qu'il faut éviter. Ainsi, on peut sulfurer ces catalyseurs. De façon avantageuse, on utilise un catalyseur comprenant du palladium déposé sur de l'alumine et contenant de préférence de 0,05 à 10 % en poids de soufre. 2775283 La sulfuration du catalyseur peut être effectuée in situ (dans la zone de réaction) ou, mieux, ex situ. Dans ce dernier cas, on opère avantageusement selon le procédé décrit dans les demandes de brevets français publiées FR-A-2 708 596 et 2 708 597, qui prévoient le traitement du catalyseur, avant son chargement dans le réacteur d'hydrogénation, par au moins un composé soufré dilué dans un solvant, le chargement dans le réacteur du catalyseur obtenu, contenant de 0,05 à 10 % en poids de soufre, et son activation sous atmosphère neutre ou réductrice à une température comprise entre et 300 C, une pression comprise entre 0,1 et 5 MPa et une VVH comprise entre 50 et 600 h-1, la charge étant ensuite mise au contact dudit catalyseur activé. La mise en oeuvre du catalyseur, de préférence au palladium, n'est pas critique, mais on préfère généralement utiliser au moins un réacteur à flux descendant à travers un lit fixe de catalyseur. Lorsque la proportion de butadiène-1,3 dans la coupe est importante, ce qui est le cas par exemple d'une coupe de vapocraquage lorsqu'on ne souhaite pas en extraire le butadiène-1,3 pour des usages spécifiques, il peut être avantageux d'effectuer la transformation dans deux réacteurs en série afin de mieux contrôler la sélectivité de l'hydrogénation. Le second réacteur peut alors être à flux ascendant et avoir un rôle de finition. La quantité d'hydrogène nécessaire à l'ensemble des réactions réalisées dans cette étape est ajustée en fonction de la composition de la coupe pour avoir avantageu- sement seulement un léger excès d'hydrogène par rapport à la stoechiométrie théorique. Les conditions opératoires sont choisies de telle façon que les réactifs et les produits soient en phase liquide. Il peut cependant être avantageux de choisir un mode de fonctionnement tel que les produits soient partiellement vaporisés à la sortie du réacteur, ce qui facilite le contrôle thermique de la réaction. La température peut varier de 20 à 200 C, de préférence de 50 à 150 C ou mieux de 60 à 150 C. La pression peut être ajustée entre 0,1 et 5 MPa, de préférence entre 0,5 et 4 MPa et avantageusement entre 0,5 et 3 MPa, de telle façon que les réactifs soient au moins en partie en phase liquide. La vitesse spatiale peut être comprise entre 0,5 et 10 h-1 et de préférence entre 1 et 6 h 1, avec un rapport molaire H2/butadiène de 0,5 à 5, de préférence de 1 à 3. Dans l'étape (b) (zone C1), on réalise la séparation par distillation en tête d'un effluent riche en isobutène et isobutane et en fond d'un effluent riche en butènes-2, dans 6 2775283 les conditions décrites plus haut. Ainsi, la colonne à distiller peut comprendre de 5 à 200 plateaux théoriques et opérer entre 0,3 et 1 MPa, avec un taux de reflux (reflux/distillat) de 5 à 20. Dans l'étape (c) (zone R2), on réalise l'hydrogénation quasi totale de l'isobutène en isobutane. Cette réaction peut être effectuée au moyen de divers catalyseurs spécifiques comprenant un ou plusieurs métaux, par exemple du groupe 10 de la classification (Ni, Pd et/ Pt), déposés sur un support. On met en oeuvre de préférence un catalyseur qui comprend au moins un composé de palladium fixé sur un support réfractaire, par exemple sur une alumine, la teneur en palladium sur le support peut être comprise entre 0,01 et 5 % en poids, de préférence entre 0,05 et 1 % en poids. Le catalyseur est chargé dans un réacteur généralement sous sa forme oxydée (PdO) et doit donc subir un traitement de réduction sous un courant de gaz contenant de I'hydrogène entre 20 et 200 C, une pression comprise entre 0,1 et 5 MPa et à un débit horaire de gaz par unité de volume de catalyseur compris entre 50 et 600 h-1. La charge est ensuite mise en contact avec le catalyseur ainsi activé. Le réacteur utilisé est dimensionné selon les règles générales connues de l'homme de l'art. On utilise généralement au moins un réacteur à flux descendant comportant un lit fixe de catalyseur. La quantité d'hydrogène nécessaire à l'ensemble des réactions réalisées dans cette étape est ajustée en fonction de la composition de la coupe pour avoir avantageusement seulement un léger excès d'hydrogène par rapport à la stoechiométrie théorique. Comme pour l'étape (a), les conditions opératoires sont choisies de telle façon que les réactifs et les produits soient en phase liquide. Il peut cependant être avantageux de choisir un mode de fonctionnement tel que les produits soient partiellement vaporisés à la sortie du réacteur, ce qui facilite le contrôle thermique de la réaction. La température peut varier de 20 à 200 C, de préférence de 50 à 150 C ou, mieux, de 60 à 150 C. La pression peut être ajustée entre 0,1 et 5 MPa, de préférence entre 0,5 et 4 MPa et avantageusement entre 0,5 et 3 MPa, de telle façon que les réactifs soient au moins en partie en phase liquide. La vitesse spatiale peut être comprise entre 0,5 et 10 h-1 et de préférence entre 1 et 6 h-1, avec un rapport molaire H2/isobutène de 0,5 à 5, de préférence de 1 à 2. 7 2775283 Comme indiqué plus haut, il peut être avantageux de diluer la charge du réacteur par de l'isobutane provenant d'une colonne de séparation C2 située en aval de l'unité d'alkylation R3. En effet, la réaction d'hydrogénation est exothermique et le contrôle de l'accroissement de température dans le réacteur est nécessaire si l'on veut éviter des emballements. Généralement, I'isobutane ainsi recyclé correspond à 5 à 10 fois la quantité d'isobutène. L'isobutène ainsi dilué pourra ainsi être hydrogéné quasi complètement avec un accroissement de température acceptable généralement inférieur à 50 C. Cette façon de procéder est très avantageuse, car elle permet de simplifier l'installation d'hydrogénation en évitant la nécessité d'ajouter au réacteur un circuit de recyclage du produit hydrogéné qui impliquerait un réservoir et une pompe supplémentaires. La coupe riche en isobutane provenant de l'unité d'hydrogénation R2 est ensuite envoyée à l'installation d'alkylation R3, o elle est mise à réagir avec la coupe riche en butènes-2, pour former l'alkylat brut. Celui-ci est ensuite envoyé vers la zone de distillation C2, comme décrit ci-dessus. L'exemple suivant illustre l'invention sans en limiter la portée. EXEMPLE Une coupe C4 provenant d'un craquage catalytique et présentant la composition indiquée dans le Tableau 2 (flux 1) est introduite en continu dans une installation d'hydro-isomérisation à un débit massique indiqué dans le Tableau 2 et sous une pression de 2 MPa, dans un réacteur comprenant un lit fixe de 13 tonnes d'un catalyseur constitué par du palladium (0,3 % en poids) sur alumine, sulfuré au préalable et réduit ensuite sous courant d'hydrogène à une température de 200 C pendant 8 heures. De l'hydrogène pur est également injecté, comme indiqué dans le Tableau2. La température, qui est de 70 C à l'entree, s'élève à 89 C à la sortie. L'effluent du réacteur (flux 2), qui a la composition indiquée dans le Tableau 2, est envoyé dans une colonne de distillation comportant 80 plateaux de distillation. Cette colonne opère à une pression de 0,65 MPa et une température de tête de 44 C; le taux de reflux exprimé par le rapport entre le débit de reflux et celui de distillat (R/D) est de 10. Le produit soutiré en fond riche en butènes-2 a la composition indiquée dans le Tableau 2 (flux 3). Le distillat riche en isobutène et en isobutane, dont la composition est indiquée dans le Tableau 2, est mélangée à un flux riche en isobutane en provenance de la colonne à distiller C2 qui 8 2775283 suit l'unité d'alkylation; sa composition est indiquée dans le Tableau 2 (flux 7). Le mélange des deux flux précédents constitue la charge de l'unité d'hydrogénation R2 de l'isobutène en isobutane, dont la composition est donnée dans le Tableau 2 (flux 4). Cette charge est introduite en continu à un débit massique indiqué dans le Tableau 2 et sous une pression de 1,95 MPa dans l'installation d'hydrogénation R2, qui consiste en un réacteur comprenant un lit fixe de 10 tonnes d'un catalyseur constitué par du palladium (0,3% en poids) réduit au préalable sous courant d'hydrogène à 100 C pendant 4 heures. De l'hydrogène pur est également injecté comme indiqué dans le Tableau 2. La température, qui est de 50 C à l'entrée, s'élève à 96 C à la sortie. L'effluent du réacteur a la composition indiquée dans le Tableau 2 (flux 5). On voit qu'il contient en majeure partie de l'isobutane (près de 87 %). Cet effluent est envoyé à l'installation d'alkylation R3, dans laquelle il est mélangé au flux 3 riche en butènes-2. Dans l'installation d'alkylation R3, les butènes-2 sont, par addition de l'isobutane, quasi totalement transformés en essence à hauts indices d'octane ("recherche" et "moteur"). Tableau 2 Constituant Charge de Gaz H2 de Effluent de Effluent riche Effluent riche Recycle Charge de Gaz H2 de Effluent de (% poids) I'hydro- I'hydro- I'hydro- en butènes-2 en isobutane d'isobutane I'hydro- I'hydro- l'hydro- isomérisation isomérisation isomérisation (flux 3) et isobutène (flux 7) génation de génation de génation de (flux 1) (flux 2) (flux 4) l'isobutène I'isobutène I'isobutène (flux 4 + 7) (flux 5) Propane 0,27 0,27 0,63 2,3 1,92 1,90 Isobutane 20, 00 20,00 46,34 86,4 77,20 86,89 Butène-1 14,12 2,82 0,23 6,23 1,43 0 Isobutène 21,22 21,20 1,76 46,80 10,75 1,07 n-butane 9,97 10,93 19,23 11,1 8,55 9,99 Butènes- 2 30,80 42,39 74,58 Butadiène-1,3 1,23 0 0 Total C5 2,39 2,39 4,20 0,2 0,15 0,15 TOTAL 100 100 100 100 100 100 100 Hydrogène 99,99 99,99 Méthane 0,01 0,01 Débit H2 (kg/h) 28 0 _ 263,4 _ __ Débit C4 (kg/h) 35 313 35 341 20 088 15 253 51 152 66 405 66 668,4 - OD 2775283 REVENDICATIONS 1 - Procédé pour augmenter la teneur en isobutane d'une coupe C4 de craquage catalytique ou de vapocraquage contenant principalement du nbutane, de l'isobutane, de l'isobutène, du butène-1 et des butènes-2, ainsi qu'une petite quantité de butadiène-1,3, ledit procédé étant caractérisé en ce qu'il comprend: - (a) I'hydro-isomérisation de ladite coupe C4, ayant pour résultat l'obtention d'un mélange contenant majoritairement des butènes-2, de l'isobutène et de l'isobutane, - (b) la séparation, par distillation de la coupe hydro-isomérisée, d'un effluent riche en butènes-2, recueilli en fond, et d'un effluent riche en isobutane et isobutène, recueilli en tête, et - (c) I'envoi dudit effluent riche en isobutène et isobutane dans une zone d'hydrogénation de l'isobutène en isobutane. 2 - Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que, dans l'étape (a), on réalise l'hydrogénation sélective du butadiène-1,3 et l'isomérisation du butène-1 en butènes-2, par passage de ladite coupe C4 en phase liquide sur un catalyseur comprenant au moins un métal choisi dans le groupe formé par le nickel, le palladium et le platine, déposé sur un support, à une température de 20 à 200 C, une pression de 1 à 5 MPa, une vitesse spatiale de 0,5 à 10 h-1, avec un rapport molaire H2/butadiène de 0,5 à 5, de façon à obtenir un effluent contenant majoritairement les butènes-2 et de l'isobutène, très peu de butène-1 et plus de butadiène-1,3; 3- Procédé selon l'une des revendications 1 et 2, caractérisé en ce que, dans l'étape (b), on réalise ladite séparation dans une colonne à distiller comprenant de 5 à plateaux théoriques et opérant entre 0,3 et 1 MPa avec un taux de reflux /distillat de à 20, en un effluent de tête comprenant l'isobutane, I'isobutène et le butène-1 résiduel de l'étape (a) et un effluent de fond comprenant le n-butane et les butènes-2. 4 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, caractérisé en ce que, dans l'étape (c), on réalise l'hydrogénation totale ou quasi totale du butène-1 résiduel et de l'isobutène dans l'effluent de tête riche en isobutane et en isobutène, issu de l'étape de distillation (b) par passage dudit effluent en phase liquide sur un catalyseur comprenant au moins un métal choisi dans le groupe formé par le nickel, le palladium et le platine, déposé sur un support, à une température de 20 à 200 C, une pression de 1 à 5 MPa, une vitesse 1 1 2775283 spatiale de 0,5 à 10 h-1, avec un rapport H2/oléfines de 0,5 à 5, de façon à obtenir un effluent contenant majoritairement de l'isobutane. - Coupe C4 de craquage catalytique ou de vapocraquage, présentant une teneur en isobutane accrue, obtenue par un procédé selon l'une des revendications 1 à 4. 6 - Procédé de préparation d'un alkylat à indice d'octane amélioré, caractérisé en ce que l'on réalise le procédé selon l'une des revendications 1 à 4 et en ce que ledit effluent riche en butènes-2 issu de l'étape (b) et l'effluent contenant majoritairement de l'isobutane issu de l'étape (c) sont envoyés, dans une étape (d), dans une zone d'alkylation qui produit, par addition de l'isobutane sur les butènes-2, un mélange d'isooctanes contenant de l'isobutane en excès. 7 - Procédé selon la revendication 6, caractérisé en ce que l'alkylation est une alkylation à l'acide sulfurique ou une alkylation à l'acide fluorhydrique. 8- Procédé selon l'une des revendications 6 et 7, caractérisé en ce que l'alkylation de l'étape (d) est suivie d'une étape (e) de séparation, par distillation, de l'excès d'isobutane utilisé par rapport à la stoechiométrie, qui sort en tête, et de l'alkylat à indice d'octane amélioré, qui sort en fond. 9- Procédé selon l'une des revendications 6 à 8, caractérisé en ce que l'excès d'iso- butane récupéré dans l'étape (e) est recyclé en amont de l'étape (c) d'hydrogénation de l'effluent de tête de la distillation de l'étape (b). - Alkylat à indice d'octane amélioré obtenu par un procédé selon l'une des revendica- tions 6 à 9.