FR 3020374 A1 20151030 FR 1453841 A 20140429 DOMAINE DE L'INVENTION L'invention concerne le domaine de la production d'essence à haut indice d'octane. Les naphtas issus de la distillation atmosphérique du pétrole sont habituellement principalement constitués 5 d'hydrocarbures comprenant de 5 à 10 atomes de carbone (coupes 05-010). Ces naphtas sont généralement fractionnés en une coupe naphta léger (coupe 05-06) et une coupe naphta lourd (07010). La coupe naphta lourd est habituellement envoyée dans un procédé de reformage catalytique. La coupe naphta léger qui comprend essentiellement des hydrocarbures à 5 ou 6 atomes de carbones (05 et 06) mais peut comprendre en sus des hydrocarbures à 4 ou 7 voire 8 atomes de carbones 10 (04,07,08) est généralement isomérisée afin d'augmenter la proportion d'hydrocarbures ramifiés qui présentent un indice d'octane plus élevé que les hydrocarbures linéaires. L'isomérat et le reformat obtenus sont ensuite envoyés au pool essence avec d'autres bases ou additifs (essence de craquage catalytique, alkylats, etc...). Compte tenu de la diminution progressive de la teneur maximale en composés aromatiques autorisée dans les essences (inférieur à 35% volume dans la spécification euro 5 par exemple), et des teneurs en aromatiques importantes des essences de reformage catalytique, les isomérats qui ne contiennent pas de composés aromatiques, prennent une importance croissante dans le pool essence. Il est donc important de disposer de procédés d'isomérisation performants, tant en terme de rendement que d'indice d'octane. Ces procédés doivent également être économiquement intéressants en termes de niveau d'investissement et de coûts opératoire. Il est donc important d'optimiser le fonctionnement tant de la section réactionnelle d'isomérisation que des sections de fractionnement de la charge ou de l'effluent. EXAMEN DE L'ART ANTERIEUR Le brevet FR 2 828 205 décrit un procédé d'isomérisation d'une coupe 05-08 dans lequel ladite coupe est fractionnée en une coupe 05-06 et une coupe 07-08 qui sont chacune isomérisées séparément dans des conditions spécifiques à chaque coupe. Le brevet US 2,905,619 décrit un procédé d'isomérisation dans lequel la coupe C5-C6 issue d'une coupe essence est séparée en différentes fractions qui sont isomérisées dans deux sections d'isomérisation opérées dans des conditions spécifiques. Le brevet US 7,223,898 décrit un procédé d'isomérisation ne comprenant dans leur section de fractionnement qu'une stabilisation ou stripage et un déisohéxaniseur produisant 2 à 4 coupes différentes. Ces schémas de procédés ne comprennent pas de déisopentaninseur (DiP) et/ou dépentaniseur (DP). Le brevets GB 1,056,517 décrit un procédé d'isomérisation d'une coupe C5-C6 comprenant un déisopentaniseur (DiP), une isomérisation de la coupe appauvrie en isopentane (150M), unè séparation de l'effluent isomérisé permettant de récupérer le n-pentane (DP) qui est recyclé avec la charge à l'entrée du déisopentaniseur et une séparation des hydrocarbures en 06 ramifiés (deisohexaniseur, DiH) permettant de récupérer des hydrocarbures en C6 ramifiés à haut indice d'octane, le complément étant recyclé au réacteur d'isomérisation. Ce schéma DiP/ISOM/DP/DiH correspond à la figure 1 (selon l'art antérieur) de cette demande. DESCRIPTION SOMMAIRE DES FIGURES La figure 1 représente un schéma du procédé selon l'art antérieur le plus proche. Ce schéma fait apparaitre la colonne du dé-isopentaniseur [3], la section réactionnelle d'isomérisation [1], la colonne de stabilisation [2], la colonne du dé-pentaniseur [4] et la colonne de dé-isohexaniseur [5]. Ces numéros sont conservés sur les figures selon l'invention pour désigner les mêmes équipements. La figure 2 représente le procédé selon l'invention dans lequel le bloc noté (3+4) représente la première étape de séparation, et le bloc [5] la seconde étape de séparation. La figure 3 représente une première variante du procédé selon l'invention dans laquelle les colonnes [3] et [4] s'enchaînent en série. La-figure 4 représente une seconde variante du procédé selon l'invention dans laquelle les colonnes [3] et [4] sont regroupées en une seule colonne [3] permettant un fractionnement en 3 coupes. La figure 5 représente une troisième variante du procédé selon l'invention dans laquelle les colonnes [3] et [4] se présentent dans l'ordre inverse, c'est-à-dire que c'est le flux de tête de la colonne [4] qui alimente la colonne [3]. La figure 6 représente un exemple d'intégration thermique entre le condenseur d'une première colonne et le rebouilleur d'une autre colonne . Les équipements sont notés par des numéros entre crochets et les flux par des numéros entre 10 parenthèses. Les numéros des conduites véhiculant les flux sont les mêmes que ceux des flux véhiculés. DESCRIPTION SOMMAIRE DE L'INVENTION L'invention concerne le domaine de la production d'essence à haut indice d'octane. Les naphtas issus de la distillation atmosphérique du pétrole sont habituellement principalement constitués d'hydrocarbures comprenant de 5 à 10 atomes de carbone (coupe 05-010). Le procédé selon la présente invention traite une charge de type naphta léger et préférentiellement une coupe 05 et 06 (coupe d'hydrocarbures comprenant 5 ou 6 atomes de carbone), et vise à maximiser les molécules ramifiées par rapport aux molécules linéaires (ou normales). Toutefois ces charges peuvent éventuellement comprendre d'autres hydrocarbures, par exemple des hydrocarbures comprenant 4 ou 7, voire 8 atomes de carbone (coupes 04, 07,08). On cherchera toutefois de préférence à limiter la quantité de ces hydrocarbures via par exemple une séparation préalable. Pour ce qui concerne les hydrocarbures en 04, ils peuvent aussi etre en grande partie séparés dans la colonne de stabilisation 2. Le procédé selon l'invention s'applique plus particulièrement aux charges dont la teneur en iso pentane 30 est inférieure à et préférentiellement inférieure à 20%. Le procédé selon l'invention comprend une section d'isomérisation [1], une stabilisation de l'effluent isomérisé 2] (notée STAB), une séparation de l'iso-pentane (notée DiP), une séparation du n-pentane (notée DP),(représentées par le bloc 3q4) et une séparation des produits restant, notamment des composés ramifiés en 06 (notée DiH) (représenté par le bloc 5), selon la séquence ISOM/STAB/DiP/DP/DiH. Dans le procédé selon l'invention, la séparation de l'iso-pentane et du n-pentane peut également être effectuée dans une même colonne permettant un fractionnement en 3 coupes selon la séquence ISOM/STAB/DiP/DiH selon la figure 4. Le procédé selon l'invention se distingue donc du procédé selon l'art antérieur (figure 1) en ce qu'il comprend la séparation successive de l'iso-pentane, du n-pentane et des composés ramifiés en 06 dans cet ordre selon la figure 3, ou la séparation simultanée du n-pentane et de l'iso-pentane dans une même colonne de fractionnement selon la figure 4, suivie de la séparation des composés ramifiés en 06, ou encore la séparation d'une coupe 05, puis celle du n-pentane et de l'iso-pentane et celle des composés ramifiés en 06 selon la figure 5. Dans le procédé selon l'invention, lesdites séparations sont toutes situées en aval de la section d'isomérisation [1], et plus précisément an aval de la colonne de stabilisation [2], contrairement aux procédés de l'art antérieur qui ne présentent qu'une seule colonne de DiH (dé-isohexaniseur), ou 3 colonnes de fractionnement, mais avec la colonne DiP (dé-isopentaniseur) située en amont de la section d'isomérisation selon le schéma de la figure 1. De façon plus précise, la présente invention peut se décrire comme un procédé d'isomérisation d'un naphta léger, ou préférentiellement d'une coupe essentiellement 05-06, le dit procédé comprenant deux étapes de séparation par distillation situées en aval de l'étape d'isomérisation : une première étape de séparation par distillation (bloc 3q4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation [5]. Cette première étape de séparation consiste à produire les 3 coupes suivantes : a) une coupe enrichie en iso-pentane (15) qui est un produit du procédé, b) une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1], et c) une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) qui est dirigée vers une deuxième étape de séparation [5], une deuxième étape de séparation [5] consistant en une colonne de séparation dont les produits de tête et de fond sont des produits de l'unité, à savoir un flux de tête (19) riche en composés ramifiés en 06, un flux de fond (18), et une coupe intermédiaire (20) enrichie en n- hexane, prélevée en soutirage latéral qui est recyclée à la section réactionnelle [1]. Selon une première variante du procédé selon l'invention, représentée par la figure 3, la première étape de séparation comprend deux colonnes (3 et 4) disposées en série, c'est-à-dire que le flux de fond du dé-isopentaniseur [3] alimente le dé-pentaniseur [4] comme représenté sur la figure 3. Le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3] et le flux d'hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sort en fond de la colonne [4] pour alimenter la deuxième étape de fractionnement [5]. Selon une seconde variante du procédé selon l'invention, représentée par la figure 4, le déisopentaniseur et le dé-pentaniseur sont confondus en une seule colonne permettant un fractionnement en 3 flux (notée [3] sur la figure 4). Le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3], et le flux d'hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sort en fond de ladite colonne pour alimenter la deuxième étape de fractionnement [5]. Un soutirage intermédiaire flux 16) est recyclé à l'unité d'isomérisation [1]. Selon une troisième variante du procédé selon l'invention, représentée par la figure 5, la première étape de séparation comprend les deux colonnes [4] et 3] disposées en série dans cet ordre. C'est-à-dire que le flux (12) issu du fond de la colonne de stabilisation [2] alimente le dé-pentaniseur [4] duquel sort en tête le flux (21) qui alimente le dé-isopentaniseur [3]. Le flux de fond (17) du dépentaniseur [4] alimente le dé-isohexaniseur [5]. Le dé-isopentaniseur [3] produit en tête le flux (15), produit riche en isopentane, et en fond le flux (16), riche en normal pentane, qui est recyclé à l'isomérisation [1]. Selon d'autres variantes du procédé, il est possible d'utiliser les calories disponibles au condenseur d'une des colonnes [3], 4] ou [5] pour apporter des calories au rebouilleur d'une des colonnes [3], [4] ou [5]. Par exemple, selon la variante illustrée par la figure 6, il est possible de réaliser un échange de chaleur entre le condenseur du dé-pentaniseur [4] et le rebouilleur du dé-isopentaniseur 3]. DESCRIPTION DETAILLEE DE L'INVENTION Dans le procédé selon l'invention, la charge (10) est généralement constituée par un naphta léger, préférentiellement une coupe 05-06, pouvant éventuellement contenir des hydrocarbures plus lourds. Cette charge est envoyée dans une section d'isomérisation catalytique [1], puis l'effluent (11) est fractionné dans une section de fractionnement comprenant les étapes suivantes : une stabilisation [2] de l'effluent isomérisé qui consiste à séparer en tête les composés plus légers que les pentanes (flux 13), et en fond un effluent stabilisé (12) une première étape de séparation par distillation (bloc 3q4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation [5]. Cette première étape de séparation consiste à produire les 3 coupes suivantes : a) une coupe enrichie en iso-pentane (15) qui est un premier produit du procédé, b) une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1], et c) une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) qui est dirigée vers une deuxième étape de séparation [5], une deuxième étape de séparation [5] consistant en une colonne de séparation dont les produits de tête et de fond sont les produits de l'unité, à savoir un flux de tête (19) riche en composés ramifiés en 06, un flux de fond (18 ), et une coupe intermédiaire (20) enrichie en nhexane, prélevée en soutirage latéral qui est recyclée à la section réactionnelle [1]. La coupe enrichie en iso-pentane (15) issue de la première étape de séparation ainsi que les flux de tête (19) et de fond (18) issus de la deuxième étape de séparation peuvent eventuellement ensuite être mélangés pour fournir le ou les produits du procédé. Description de la figure 1 selon l'art antérieur: La figures 1 montre le schéma de procédé selon l'art antérieur qu'on peut considérer comme le plus proche de la présente invention. La charge (10) est amenée dans un dé-isopentaniseur [3] qui permet de sortir en tête un flux d'isopentane (15). Le flux de fond (14) du dé-isopentaniseur [3] est envoyé à la section réactionnelle d'isomérisation [1] par la conduite 14. Les conditions opératoires de la section réactionnelle [1] sont choisies de façon à favoriser la transformation des n-paraffines de faible indice d'octane (n-pentane, n-hexane) vers des iso-paraffines d'indices d'octane plus élevés (isopentane, 2,2-diméthylbutane, 2,3-diméthylbutane, 2-méthylpentane, 3-méthylpentane). La section réactionnelle d'isomérisation [1] est généralement opérée en présence d'un catalyseur acide. L'effluent de la section d'isomérisation [1], une fois stabilisé par séparation des composés légers (13) dans la colonne de stabilisation [2] est dirigé via la conduite (12) vers un dé-pentaniseur [4]. Le flux de 20 tête (16) du dé-pentaniseur [4] est recyclé à la colonne [3] du dé-isopentaniseur. Le recyclage du n-pentane, produit de tête du dé-pentaniseur [4], via la conduite 16 vers le déisopentaniseur [3], permet d'accroitre la proportion de n-pentane isomérisé dans la section d'isomérisation [1], et par conséquent d'obtenir des produits d'indices d'octane plus élevés. 25 Le flux (16) peut être recyclé vers le dé-isopentaniseur [3], soit en l'introduisant seul directement dans le dé-isopentaniseur [3] (selon la figure 1), soit en mélange avec la charge 10 (non représenté). Le flux (16) contient également de l'isopentane formé dans la section d'isomérisation qui est séparé dans le dé-isopentaniseur [3]. 30 Les produits (18) et (19) sont issus respectivement du fond et de la tête du dé-isohexaniseur [5] qui est alimenté par le flux de fond (17) issu du dé-pentaniseur [4]. L'isopentane est sensiblement absent de ces deux flux, étant essentiellement présent dans le flux 15. Le procédé de la figure 1 présente l'inconvénient de mélanger un fluide enrichi en isopentane recyclé via la conduite (16) avec la charge (10) issue de la conduite 10, soit avant son admission dans le déisopentaniseur [3], soit, comme représenté sur la figure 1, à l'intérieur dudit dé-isopentaniseur [3]. Ce mélange entraine des coûts d'investissement et d'opération significatifs puisqu'il est nécessaire ensuite de séparer à nouveau cet isopentane lors de la séparation isopentane/n-pentane du déisopentaniseur [3], et lors de la séparation n-pentane/composés plus lourds du dé-pentaniseur [4]. Ceci est plus particulièrement pénalisant lorsque la charge contient peu d'iso-pentane. Le procédé selon l'invention permet entre autre de contourner ce problème. Description des figures selon l'invention (figures 2, 3, 4 et 5) : Dans sa forme la plus générale, le procédé selon l'invention comprend : a) une section d'isomérisation catalytique [1] opérée dans les conditions décrites plus loin, b) une stabilisation de l'effluent isomérisé (11) dans une colonne de stabilisation [2] qui consiste à séparer en tête les composés plus légers que les pentanes, et en fond un effluent stabilisé (12), C) une première étape de séparation réalisée dans le bloc de distillation (3q4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation. Cette première étape de séparation consiste, par l'utilisation d'une ou deux colonnes de fractionnement, à produire les 3 coupes suivantes : - une coupe enrichie en iso-pentane qui est un produit du procédé (15), - une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1] et, - une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17), qui est dirigée vers la deuxième étape de séparation [5]. Une deuxième étape de séparation [5] qui peut être réalisée de préférence au moyen d'un déisohexaniseur consistant en une colonne de séparation dont le produit de tête (19) est riche en composés ramifiés en 06, et dont une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral, est recyclée à la section réactionnelle [1]. Le flux enrichi en iso-pentane (14), le produit de fond (18) et le produit de tête (19) peuvent être mélangés pour constituer le ou les produits du procédé. La réaction d'isomérisation est effectuée de préférence sur un catalyseur à haute activité, comme par exemple un catalyseur à base d'alumine chlorée et de platine, fonctionnant à basse température, par exemple entre 100 et 300°C, de préférence entre 110 et 240 °C, à haute pression, par exemple de 2 à 35 bars (1 bar = 0,1MPa), et avec un faible rapport molaire hydrogène/hydrocarbures, compris par exemple entre 0,1/1 et 1/1. Les catalyseurs connus utilisables sont constitués de préférence d'un support en alumine et/ou de haute pureté renfermant de préférence 2 à 10 % en poids de chlore, de 0,1 à 0,40 % en poids de platine, et éventuellement d'autres métaux. Ces catalyseurs peuvent être mis en oeuvre avec une vitesse spatiale de 0,5 à 10h-1, de préférence de 1 à 4 h-1. Le maintien du taux de chloration du catalyseur nécessite généralement l'appoint en continu d'un 20 composé chloré comme le tétrachlorure de carbone injecté en mélange avec la charge à une concentration allant de 50 à 600 parties par million en poids. Les catalyseurs d'isomérisation du procédé selon l'invention peuvent être préférentiellement compris dans le groupe constitué par : 25 - les catalyseurs supportés, le plus souvent par un support minéral, typiquement un oxyde (par exemple un oxyde d'aluminium ou de silicium ou leur mélange), et contenant au moins un halogène et un métal du groupe VIII. - les catalyseurs zéolithiques contenant au moins un métal du groupe VIII - les catalyseur de type Friedel et Crafts, - les catalyseurs acides ou super acides, par exemple de type hétéropolyanions (HPA) sur zircone, les oxydes de tungstène sur zircone, les zircones sulfatées. La réaction d'isomérisation est de préférence opérée en présence d'un catalyseur à haute activité, comme par exemple un catalyseur à base d'alumine chlorée et de platine, fonctionnant à basse température, par exemple entre 100 et 300°C, de préférence entre 110 et 240 °C, à haute pression, par exemple comprise entre 2 et 35 bars (1bar = 0,1MPa), et avec un faible rapport molaire hydrogène/hydrocarbures, compris par exemple entre 0,1/1 et 1/1. Les catalyseurs préférentiellement utilisables sont constitués d'un support en alumine de haute pureté 10 renfermant de préférence 2 à 10 % en poids de chlore, de 0,1 à 0,40 % en poids de platine et éventuellement d'autres métaux. Ils peuvent être mis en oeuvre avec une vitesse spatiale comprise entre 0,5 et 10h-1, de préférence comprise entre 1 à 4 h-1. 15 Le maintien du taux de chloration du catalyseur nécessite généralement l'appoint en continu d'un composé chloré comme le tétrachlorure de carbone injecté en mélange avec la charge à une concentration de préférence comprise entre 50 et 600 parties par million en poids. 20 D'autres catalyseurs présentant une acidité comparable à ces catalyseurs peuvent également être utilisés. Selon une première variante du procédé selon l'invention (représentée par la figure 3), la charge est envoyée à la section d'isomérisation [1] via la conduite 10. 25 Les conditions de la section d'isomérisation [1] sont choisies de façon à favoriser la transformation des n-paraffines de faible indice d'octane (n-pentane, n-hexane) vers des iso-paraffines d'indices d'octane plus élevés (isopentane, 2,2-diméthylbutane, 2,3-diméthylbutane, 2-méthylpentane, 3-méthylpentane). 30 L'effluent de la section d'isomérisation (11), une fois stabilisé par séparation des composés légers dans la colonne de stabilisation [2] est ensuite dirigé via la conduite (12) vers un dé-isopentaniseur [3] de façon à récupérer en tête, via la conduite (15), un flux enrichi en isopentane et en fond via la conduite (14) un fluide appauvri en isopentane. Les conditions de fractionnement du dé-isopentaniseur [3] sont de préférence telles que le taux de récupération d'isopentane en tête (débit d'isopentane en tête du dé-isopentaniseur divisé par le débit d'isopentane dans la charge du dé-isopentaniseur) est typiquement supérieur à 70%. La teneur en npentane dans le produit de tête (15) est alors typiquement inférieure à 15% poids, de préférence inférieure à 10% poids. Le fond du dé-isopentaniseur [3] est dirigé via la conduite (14) vers un dé-pentaniseur [4] de façon à récupérer en tête (flux 16) un fluide enrichi en n-pentane et contenant peu d'isopentane, qui est recyclé à la section de réaction d'isomérisation [1] via la conduite (16). On récupère en fond via la conduite (17), un flux (17) contenant principalement des hydrocarbures à 6 atomes de carbones ou plus (coupe 06+) qui alimente le dé-isohexaniseur [5]. Le dé-isohexaniseur [5] consiste en une colonne de séparation dont le produit de tête (19) est riche en 15 composés ramifiés en 06, et dont une coupe intermédiaire (20) enrichie en n-hexane, prélevée en soutirage latéral, est recyclée à la section réactionnelle [1]. Le flux enrichi en iso-pentane (14), le produit de fond du de-isohexaniseur [5] ,et le produit de tête du de-isohexaniseur (19) peuvent être mélangés pour constituer le ou les produits du procédé. Le dimensionnement de la colonne de fractionnement [4] et les conditions de fractionnement sont de 20 préférence telles que le taux global de récupération en n-pentane (débit de n-pentane en tête de dépentaniseur [4] divisé par le débit de n-pentane en sortie de la section de réaction d'isomérisation [1] est typiquement supérieur à 80%. La teneur en hydrocarbures à 6 atomes de carbone ou plus en tête du dé-pentaniseur [4] est typiquement inférieure à 15%, de préférence inférieure à 10% poids. 25 Par rapport à l'état de l'art illustré sur la figure 1, cette première variante diminue la consommation énergétique du procédé car l'isopentane produit dans le réacteur d'isomérisation [1] n'est vaporisé qu'une seule fois avant d'être exporté, et le de-isopentaniseur [3] fractionne une coupe 05 enrichie en i05, ce qui facilite ladite séparation. Selon une deuxième variante du procédé selon l'invention (représentée par la figures 4), le dépentaniseur [4] et le dé-isopentaniseur [3] sont remplacés par une seule colonne [3] qui est un déisopentaniseur à 3 coupes permettant de séparer également le n-pentane. - le produit de tête (15) est un fluide enrichi en isopentane, - le flux intermédiaire (16) soutiré latéralement, via la conduite (16), est un fluide enrichi en n-pentane, - le produit de fond (17) est un fluide appauvri en iso et n-pentane contenant essentiellement des hydrocarbures à plus de 6 atomes de carbones. Ce flux de fond (17) alimente le dé-isohexaniseur [5]. La deuxième étape de séparation dans le dé-isohéxaniseur est réalisée de manière identique à la première variante selon l'invention. Selon une troisième variante du procédé selon l'invention (représentée par la figure 5), l'effluent de la section de réaction d'isomérisation [1], une fois stabilisé par séparation des composés légers dans la colonne de stabilisation [2] est dirigé via la conduite (12) vers le dé- pentaniseur [4] de façon à récupérer en tête, via la conduite (21), une coupe 05 appauvrie en 06, et en fond via la conduite (17), un fluide contenant principalement des hydrocarbures à 6 atomes de carbones ou plus, qui alimente le dé-isohexaniseur [5] . La deuxième étape de séparation dans le déisohéxaniseur est réalisée de manière identique à la première variante selon l'invention. La coupe 05 alimente, par la conduite (21), le dé-isopentaniseur [3] qui permet de soutirer en tête de colonne l'iso-pentane (15), et en fond le n-pentane (16) qui est recyclé vers la section réactionnelle [1]. Intégration thermique Comme dans l'art antérieur, l'invention présente d'autres variantes selon diverses intégrations thermiques. Le principe de ces intégrations thermiques consiste à choisir la pression opératoire d'une première colonne de façon à ce que la température de condensation en tête de cette colonne soit supérieure à la 30 température de rebouillage d'une ou plusieurs autres colonnes du procédé. L'échange de chaleur entre le condenseur de tête de la première colonne devant être refroidi, et le rebouilleur de fond d'une autre colonne devant être chauffé, se substitue alors au moins en partie, voire en totalité, à la consommation d'utilité froide utilisé en tête de la première colonne pour assurer son refroidissement, et à l'utilité chaude utilisée en fond de la deuxième colonne pour assurer son réchauffement. Les termes « première colonne » et « autre colonne » sont génériques puisque c'est le choix de la colonne ayant la température au condenseur la plus élevée qui définit celle-ci comme première colonne. Ainsi la figure 6 présente un exemple de mode d'intégration thermique entre le dé-pentaniseur [4], considéré comme la première colonne et le dé-isopentaniseur [3] considéré comme l'autre colonne, selon la première variante (représentée par la figure 3) du procédé selon l'invention. La figure 6 présente ainsi un échange de chaleur entre le condenseur de la colonne [4] (dépentaniseur) et le rebouilleur de l'autre colonne [3] (dé-isopentaniseur). Tout autre couple de colonne pourrait-être envisagé, par exemple une intégration entre le condenseur du dé-isohéxaniseur [5] et le rebouilleur du dépentaniseur [4] ou encore entre le condenseur du dé-isohéxaniseur [5] et le rebouilleur du déisopentaniseur [3] ou encore entre le condenseur du déisohexaniseur [5] et les deux rebouilleurs du dépentaniseur [4] et du dé-isopentaniseur [3]. L'une de ces colonnes peut également comprendre un soutirage intermédiaire (colonne de fractionnement en 3 coupes). En résumé l'invention concerne un procédé d'isomérisation d'un naphta léger ,ledit procédé comprenant une étape réactionnelle d'isomérisation [1], suivie d'une étape de stabilisation [2] des 25 effluents réactionnels, et deux étapes de séparation par distillation du flux de fond issu de l'étape de stabilisation [2] : 1- une première étape de séparation par distillation (bloc 3q4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation [5], ladite première étape de séparation produisant les 3 coupes 30 suivantes : a) une coupe enrichie en iso-pentane (15) qui est un produit du procédé, b) une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1], et c) une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) qui est dirigée vers une deuxième étape de séparation [5], 2- une deuxième étape de séparation [5] consistant en une colonne de séparation dont les produits de tête et de fond sont les produits de l'unité, à savoir un flux de tête (19) riche en composés ramifiés en 06, un flux de fond (18), et une coupe intermédiaire (20) enrichie en n- hexane, prélevée en soutirage latéral qui est recyclée à la section réactionnelle [1]. D'une manière préférée, dans le procédé d'isomérisation selon l'invention, la première étape de séparation comprend deux colonnes un dé-isopentaniseur [3] et un dé-pentaniseur [4] disposées en série, c'est-à-dire que le flux de fond (14) du dé-isopentaniseur [3] alimente le dé-pentaniseur [4], le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3], un flux enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sort en fond de la colonne [4] et alimente le dé-isohexaniseur [5], et le flux de tête (16) de la colonne [4] est recyclé à l'unité d'isomérisation [1]. Selon une autre variante préférée du procédé d'isomérisation selon l'invention, la première étape de séparation ne comprend qu'une seule colonne [3], dans laquelle le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3], le flux enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sortant en fond de ladite colonne [3] alimente la colonne du dé-isohexaniseur [5], et le soutirage intermédiaire (flux 16) est recyclé à l'unité d'isomérisation [1]. Selon une autre variante préférée du procédé d'isomérisation selon l'invention, la première étape de séparation comprend les deux colonnes [4] et [3] disposées en série dans cet ordre, dans lesquelles le flux (12) issu de la colonne de stabilisation [2] alimente le dé-pentaniseur [4] dont on sort en tête le flux (21) qui alimente le dé-isopentaniseur [3], et dans lesquelles le flux de fond enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) du dé-pentaniseur [4] alimente le dé-isohexaniseur [5], le déisopentaniseur [3] produisant en tête le flux (15), riche en isopentane, et en fond le flux (16), riche en normal pentane, qui est recyclé à l'unité d'isomérisation [1]. Selon une autre variante du procédé d'isomérisation selon l'invention, un échange de chaleur est réalisé entre le condenseur d'une des colonnes [3], [4] ou [5] et le rebouilleur d'une des colonnes [3], [4] ou [5]. Selon un premier mode de réalisation de cette variante, l'échange de chaleur est réalisé entre le condenseur du dé-isohexaniseur [5] et soit le rebouilleur du dé-pentaniseur [4], soit le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3], soit les deux. Selon un deuxième mode de réalisation, l'échange de chaleur est réalisé entre le condenseur du dé-pentaniseur [4] et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3]. EXEMPLES SELON L'INVENTION EXEMPLE 1: Cet exemple est basé sur la charge (10) dont la composition est détaillée au Tableau 1 ci-dessous : Tableau 1: composition de la charge Débit Massique kg/hr 37 249 isobutane %pds 0% n-butane %pds 0% lsopentane %pds 3% n-pentane %pds 27% 2,2-dimethyl-butane %pds 1% 2,3-dimethyl-butane %pds 3% 2-methyl-pentane %pds 15% 2-methyl-hexane %pds 12% n-hexane %pds 27% cyclopentane %pds 2% methyl-cyclopentane %pds 5% benzène %pds 2% cyclohexane %pds 2% La section réactionnelle est constituée de 2 réacteurs d'isomérisation fonctionnant en série. La 5 température d'entrée des 2 réacteurs est de 120°C. La pression d'entrée du réacteur 1 est de 35 bars absolus. La pression d'entrée du deuxième réacteur est de 33 bars absolus. Le catalyseur employé est constitué d'un support en alumine renfermant 7% en poids de chlore, et 0,23% en poids de platine et éventuellement d'autres métaux. La vitesse spatiale est de 2,2h-1. Le ratio molaire hydrogène sur hydrocarbure est de 0,1/1. Les pressions opératoires des colonnes sont choisies de façon à ce que la température de tête soit compatible avec les moyens de refroidissement usuellement disponibles (eau de refroidissement ou air à température ambiante). Le taux de recyclage des pentanes est défini comme le débit du fluide enrichi en n-pentane recyclé à la section de réaction d'isomérisation divisé par le débit de charge fraiche. Le taux de recyclage des hexanes est défini comme le débit du fluide enrichi en n-hexane recyclé à la 15 section de réaction d'isomérisation divisé par le débit de charge fraiche. A la fois pour le procédé selon l'art antérieur représenté par la figure 1, et pour le procédé selon l'invention représenté par les figures 3 et 4, les taux de recyclage des pentanes et des hexanes sont choisis de façon à obtenir un débit constant à la section de réaction d'isomérisation [1], ce qui 20 correspond à la même quantité de catalyseur pour une vitesse spatiale donnée dans le réacteur d'isomérisation [1]. Les produits (ou sorties) des procédés sont définis comme le mélange des produits de tête (19) et en fond (18) du dé-isohexaniseur [5], et le produit de tête (15) du dé-isopentaniseur [3] enrichi en 25 isopentane. Les compositions des produits obtenus sont résumées dans les tableaux 2 à 4 qui suivent : Tableau 2 : composition du produit issu du flux 19 (tête DiH) Figure 1 Figure 3 Figure 4 Débit Massique kg/hr 21890 21855 21875 i-pentane %pds 0 0 0 n-pentane %pds 2 2 1 2,2-dimethylbutane %pds 56 58 55 2,3-dimethylbutane %pds 12 12 13 2-methyl-pentane %pds 23 22 24 2-methyl-hexane %pds 4 4 5 cycloPentane %pds 2 2 2 Tableau 3: composition du produit issu du flux 18 (fond DiH) Figure 1 Figure 3 Figure 4 Débit Massique kg/hr 3166 3166 3166 n-hexane %pds 5 5 5 methyl-cyclopentane %pds 10 10 10 cyclohexane %pds 50 51 52 07+ %pds 35 34 32 Tableau 4: composition du produit issu du flux 15 (tête DiP) Figure 1 Figure 3 Figure 4 Débit Massique kg/hr 11 244 11 255 11 288 butanes %pds 3 2 2 iso-pentane %pds 94 94 92 n-pentane %pds 3 3 5 Le tableau 5 ci-dessous compare les résultats obtenus avec les diverses variantes de schéma selon l'art antérieur et selon l'invention. Dans ce tableau 5, on utilise les notions suivantes : 1 : Rendement défini comme débit massique de produit divisé par débit de charge fraiche. 2: échange thermique avec le fond de la colonne de stabilisation 3: les plateaux d'alimentation et de soutirage sont repérés par leur numéro d'ordre, l'ensemble des 10 plateaux étant numérotés à partir de 1 de haut en bas. Tableau 5 : comparaison des différents schémas Figure 1 Figure 3 Figure 4 (Art Antérieur) (Invention) (Invention) Colonne de stabilisation [2] Nombre de plateaux théoriques 19 19 19 Plateau d'alimentation [3] 7 7 7 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 4,9 4,9 4,8 Taux de reflux / débit distillat 2.9 2.9 2.9 Diamètre section supérieure (mm) 1250 1250 1250 Diamètre section inférieure (mm) 2450 2450 2450 De-isohexaniseur [5] Nombre de plateaux théoriques 62 62 62 Plateau d'alimentatiore 20 20 20 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 10,8 10,8 10,8 Puissance requise au rebouilleur intermédiaire (MW, plateau 41) [2] 2,6 2,6 2,6 Taux de reflux / distillat 5,9 5,6 6,0 Plateau de soutirage intermédiaire 38 38 38 Diamètre. (mm) 3500 3500 3500 De-pentaniseur [4] Nombre de plateaux théoriques 27 27 N/A Plateau d'alimentatiorg 13 13 N/A Puissance requise au rebouilleur. (MW) 7,63 6,8 N/A Taux de reflux/distillat 4,5 11,1 N/A Diamètre. (mm) 2900 2750 N/A De-isopentaniseur [3] Nombre de plateaux théoriques 52 42 59 Plateaux d'alimentation [3] 23/50 29 42 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 9,2 9,1 9,3 Taux de reflux/distillat 5,8 9,0 9,1 Plateaux de soutirage intermédiaire [3] N/A N/A 29 Diamètre. (mm) 2450 2750 2900 Taux de recyclage des pentanes 0,67 0,67 0,60 Taux de recyclage des hexanes 0,49 0,20 0,26 Indices Octane recherches du produit 89,68 89,87 89,52 Rendement [1] 0,975 0,974 0,975 Débit massique au réacteur d'isomérisation (kg/hr) 70388 70659 70298 Puissance totale de rebouillage (MW) 32,5 31,6 24,9 Le tableau 5 permet de tirer les conclusions suivantes : 1. Le schéma avec un dé-isopentaniseur et un dé-pentaniseur selon l'invention (figure 3) comparé à l'art antérieur avec ces mêmes colonnes (figure 1) présente des dimensions de colonnes et des besoins en utilités chaudes moindre. Ceci conduit nécessairement à des coûts d'investissement et d'opération moins importants. De plus l'indice d'octane obtenu est meilleur. 2. Le schéma selon l'invention de la figure 4, à une seule colonne [3] remplissant le rôle de déisopentaniseur et de dé-pentaniseur, et 3 coupes extraites de ladite colonne, présente un avantage en termes d'investissement par rapport à la mise en oeuvre en deux colonnes distinctes, et démontre, pour un indice d'octane et un rendement proches de l'art antérieur, une forte diminution des besoins en utilités chaudes. EXEMPLE 2: Les conditions opératoires de la section réactionnelle sont inchangées par rapport à l'exemple 1. Le tableau 6 ci-dessous présente les résultats d'une intégration thermique entre le dé-isohexaniseur [5] et les dé-isopentaniseur [3] et dé-pentaniseur [4] selon l'invention. Dans le schéma de la figure 3, le dé-isohexaniseur [5] est opéré à une pression de 8 bar absolus, la 20 température de condensation de la tête de colonne est alors de 127°C. Un échange de chaleur est alors possible entre cette tête colonne et le rebouilleur du dé-pentaniseur [4] opéré à 87°C et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] opéré à 109°C. Dans le schéma de la figure 4, le dé-isohexaniseur [5] est opéré à une pression de 8 bar, la 25 température de condensation de la tête de colonne est alors de 127°C. Un échange de chaleur est alors possible entre cette tête de colonne et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] opéré à 115°C. 30 Tableau 6 : résultats de l'intégration thermique selon l'exemple 2 Figure 3 Figure 4 avec intégration avec intégration thermique thermique DiH avec DiP 3 coupes DiH avec DP et DiP (invention) (invention) Colonne de stabilisation [2] Nombre de plateaux théoriques 19 19 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 4,9 4,8 Taux de reflux / distillat 2,9 2,9 Diamètre section supérieure (mm) 1250 1250 Diamètre section inférieure (mm) 2450 2450 De-isohexaniseur [5] Nombre de plateaux théoriques 87 87 Plateau d'alimentation 27 27 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 16,5 15,3 Puissance requise au rebouilleur intermédiaire (MW, plateau 59)Pi 0,8 0,9 Taux de reflux / distillat 8,5 8,5 Plateaux de soutirage intermediaire 56 56 Diam. (mm) 3500 3500 De-pentaniseur[4] Nombre de plateaux théoriques 27 N/A Plateau d'alimentation 13 NIA Puissance requise au rebouilleur. (MW) Pl 6,8 NIA Taux de reflux /distillat 11,2 NIA Diam. (mm) 2750 NIA De-isopentaniseur [3] Nombre de plateaux théoriques 42 59 Plateau d'alimentation 30 42 Puissance requise au rebouilleur. (MW) Pl 8,1 10,2 Taux de reflux / distillat 9,7 11,3 Plateaux de soutirage intermediaire NIA 29 Diam. (mm) 2900 3200 Taux de recyclage des pentanes 0,67 0,59 Taux de recyclage des hexanes 0,19 0,27 Indices Octane recherches du produit 89,64 89,50 Rendement [2] 0,974 0,976 Débit massique au réacteur d'isomérisation (kg/hr) 70600 70597 Puissance totale de rebouillage (MW) 21,4 20,1 Dans le tableau 6 on utilise les notions suivantes : 1 : besoin couverts par la condensation du en tête de de-isohexaniseur [5] sans le recours à une utilité chaude. 2: Rendement défini comme débit massique de produit divisé par débit de charge fraiche 3: échange thermique avec le fond de la colonne de stabilisation [2] Les besoins en utilités chaudes du schéma selon la figure 3 sont diminués de 10,2 MW (31,6 MW à 21,4 MW). Les besoins en utilités chaudes du schéma selon la figure 4 sont diminués de 4,8 MW (24,9 MW à 20,1 MW). Moyennant un surinvestissement modéré pour la colonne de DIH [5], ces intégrations thermiques permettent sans altérer les performances de l'unité, de réduire significativement les coûts opératoires. EXEMPLE 3: Les conditions opératoires de la section réactionnelle [1] sont inchangées par rapport à l'exemple 1. Le schéma de procédé est celui de la figure 3 complété par l'intégration thermique détaillée sur la figure 6. Le dé-pentaniseur [4] est opéré à une pression de 11 bar absolu, la température de condensation de la tête de colonne est alors de 123°C. Un échange de chaleur est alors possible entre cette tête colonne et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3] opéré à 109°C. Le tableau 7 détaille les résultats obtenus. Dans le tableau 7 on utilise les notions suivantes : 1 : dont 7,5MW couverts par la condensation du en tête de de-isohexaniseur sans le recours à une utilité chaudes. 2: besoin couverts par la condensation en tête de de-isohexaniseur sans le recours à une utilité chaude. 3: échange thermique avec le fond de la colonne de stabilisation Tableau 7 : résultats de l'intégration thermique selon l'exemple 3 Figure 3+6 avec intégration thermique DiP avecDP (Invention) Colonne de stabilisation [2] Nombre de plateaux théoriques 19 Plateau d'alimentation 7 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 4,9 Taux de reflux / distillat 2,9 Diamètre section supérieure (mm) 1250 Diamètre section inférieure (mm) 2450 De-isohexaniseur [5] Nombre de plateaux théoriques 62 Plateau d'alimentation 20 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 9,7 Duty rebouilleur intermédiaire (plateau 40) [3] 2,6 Taux de reflux / distillat 6,5 Plateaux de soutirage intermédiaire 38 Diamètre. (mm) 3700 De-pentaniseur [4] Nombre de plateaux théoriques 43 Plateau d'alimentation 21 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 9,8 Taux de reflux / distillat 12,5 Diamètre. (mm) 3000 De-isopentaniseur [3] Nombre de plateaux théoriques 42 Plateaux d'alimentation 29 Puissance requise au rebouilleur. (MW) 9,1[1] Taux de reflux / distillat 9.0 Plateaux de soutirage intermédiaire N/A Diamètre. (mm) 2750 Taux de recyclage des pentanes 0,67 Taux de recyclage des hexanes 0,20 Indices Octane recherches du produit 89,52 Rendement 12] 0,975 Débit massique au réacteur d'isomérisation (kg/hr) 70787 Puissance totale de rebouillage (MW) 26,0 Les besoins en utilités chaudes du schéma selon la figure 6 sont diminués de 5,6 MW (31,6 MW à 26,0 MW). Moyennant un surinvestissement modéré pour le de-pentaniseur [4], cette intégration thermique 5 permet, sans altérer les performances de l'unité, de réduire significativement son coût opératoire. REVENDICATIONS1. Procédé d'isomérisation d'un naphta léger, le dit procédé comprenant une étape réactionnelle d'isomérisation [1], suivie d'une étape de stabilisation [2] des effluents réactionnels et deux etapes de séparation par distillation du flux de fond issu de l'étape de stabilisation [2]: 1-une première étape de séparation par distillation (bloc 3q4) permettant de séparer les hydrocarbures à 5 atomes de carbone des composés plus lourds envoyés vers la seconde section de séparation [5], ladite première étape de séparation produisant les 3 coupes suivantes : a) une coupe enrichie en iso-pentane qui est un produit du procédé, b) une coupe enrichie en n-pentane (16) qui est recyclée à la section réactionnelle [1], et c) une coupe enrichie en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) qui est dirigée vers une deuxième étape de séparation [5], 2-une deuxième étape de séparation [5] consistant en une colonne de séparation dont les produits de tête et de fond sont les produits de l'unité, à savoir un flux de tête (19) riche en composés ramifiés en 06, un flux de fond (18), et une coupe intermédiaire (20) enrichie en n- hexane, prélevée en soutirage latéral qui est recyclée à la section réactionnelle [1]. 2. Procédé d'isomérisation d'un naphta léger selon la revendication 1, dans lequel la première étape de séparation comprend deux colonnes un dé-isopentaniseur [3] et un dé-pentaniseur [4] disposées en série, c'est-à-dire que le flux de fond (14) du dé-isopentaniseur [3] alimente le dé- pentaniseur [4], le flux d'isopentane (15) sort en tête de la colonne [3], un flux enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sort en fond de la colonne [4] et alimente le déisohexaniseur [5], et le flux de tête (16) de la colonne [4] est recyclé à l'unité d'isomérisation [1]. Procédé d'isomérisation d'un naphta léger selon la revendication 1, dans lequel la première étape de séparation ne comprend qu'une seule colonne [3], dans laquelle le flux d'isopentane 15) sort en tête de la colonne [3], le flux enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) sortant en fond de ladite colonne [3] alimente la colonne du dé-isohexaniseur [5], et le soutirage intermédiaire (flux 16) est recyclé à l'unité d'isomérisation [1].4) Procédé d'isomérisation d'un naphta léger selon la revendication 1, dans lequel la première étape de séparation comprend les deux colonnes [4] et [3] disposées en série dans cet ordre, le flux (12) issu de la colonne de stabilisation [2] alimente le dé-pentaniseur [4] dont on sort en tête le flux (21) qui alimente le dé-isopentaniseur [3], et le flux de fond du dé-pentaniseur [4] enrichi en hydrocarbures plus lourds que les pentanes (17) alimente le dé-isohexaniseur [5], le dé- isopentaniseur [3] produisant en tête le flux (15), riche en isopentane, et en fond le flux (16), riche en normal pentane, qui est recyclé à l'unité d'isomérisation [1]. 5) Procédé d'isomérisation d'un naphta léger selon la revendication 1, dans lequel un échange de chaleur est réalisé entre le condenseur d'une des colonnes [3], [4] ou [5] et le rebouilleur d'une des colonnes [3], [4] ou [5]. 6) Procédé d'isomérisation d'un naphta léger selon la revendication 5, dans lequel un échange de chaleur est réalisé entre le condenseur du dé-isohexaniseur [5] et soit le rebouilleur du dépentaniseur [4], soit le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3], soit les deux. 7) Procédé d'isomérisation d'un naphta léger selon la revendication 5, dans lequel un échange de chaleur est réalisé entre le condenseur du dé-pentaniseur [4] et le rebouilleur du dé-isopentaniseur [3].