FR 2338236 A1 19770812 FR 7701295 A 19770118 L'alkylation catalytique de l'isobutane est bien connue dans la technique, comme étant la réunion d'une oléfine avec l'isobutane en présence d'un catalyseur acide pour donner des hydrvearbures branchés riches en octane (produit d'alkylation) que l'on utilise comme essence d'aviation et combustible pour moteur. D'une manière spécifique, on combine oléfine avec l'iso- butane en présence d'un catalyseur acide dans un réacteur et on réalise une réaction exothermique. On sépare ensuite l'acide de l'effluent du réacteur.Après la séparation de l'acide, on met ensuite en oeuvre l'effluent du réacteur dans une série de colonnes de distillation pour séparer les alcanes inerties, l'isobutane qui n'a pas réagi que l'on recycle > et on récupère le produit d'alkylation. On traite également une partie de l'effluent pour éliminer l'acide résiduaire et les produits de réaction non souhaités. Une variante de ce procédé consiste à utiliser la vaporisation d'une partie de l'effluent de réacteur pour refroidir le réacteur, voir "Hydrocarbon processing", Septembre 1974, page 206. Les procédés d'alkylation de la technique actuelle présentent plusieurs inconvénients. D'abord, des quantités importantes de réfrigérant, habituellement de l'eau ou de l'air, sont nécessaires pour condenser les courants en tête des colonnes de distillation. Ensuite, une partie seulement de l'effluent du réacteur est vaporisée au refroidissement du réacteur. Cette vapeur est récupérée sous forme d'isobutane pour le recyclage. Le liquide restant contenant le produit d'alkylation et une quantité importante d'isobutane doit eAtre ensuite soumis à un ---------------- traitement pour éliminer les produits de contamination tels que l'acide résiduel et doit être ensuite distillé pour séparer l'isobutane et le produit d'alkylation.Plus ce courant est important, plus la colonne du déisobutaniseur doit être importante, et plus est importante la chaleur qui est nécessaire pour effectuer la séparation. La présente invention réduit ou élimine ces inconvénients tout en réalisant également une réduction importante de l'énergie nécessaire pour le procédé. La présente invention a pour objet d'apporter des perfectionnements au procédé pour ltalkylation catalytique de l'isobutane avec une oléfine comprenant a) la mise en contact de l'oléfine, d'un excès molaire d'isobutane et d'alcanes inertes en phase liquide en présence d'un catalyseur acide dans un réacteur pour faire réagir pratiquement toute l'oléfine et obtenir un courant liquide contenant le catalyseur acide et un mélange d'hydrocarbures contenant le produit d'alkylation, l'isobutane et des alcanes inertes b) la séparation du catalyseur acide du mélange d'hydrocarbures c) la séparation dans un séparateur liquide-vapeur du mélange d'hydrocarbures de (b) pour obtenir un flux liquide en bas de colonne contenant l'isobutane et le produit d'alkylation et un flux de vapeur en tête de colonne contenant l'isobutane et des alcanes inertes ;; d) la compression et la condensation dans un condenseur d'effluent à compresseur du flux de vapeur en tête de colonne de (c) pour obtenir un flux de vapeur condensée de tête ; e) la distillation dans une ou plusieurs colonnes de distillation munies d'une ou plusieurs colonnes de condensation, du flux liquide de fond de colonne de (c) ou du flux de vapeur condensée de tête de (d) pour séparer l'isobutane des alcanes inertes du produit d'alkylation ; ces perfectionnements consistant à vaporiser une partie du mélange d'hydrocarbures de (b) pour obtenir un refroidissement sur un ou plusieurs condenseurs pris dans le groupe formé par les condenseurs à colonne ou les condenseurs d'effluent à compresseur. En d'autres termes, la présente invention est relative à un procédé amélioré, en continu, de préparation d'un produit d'alky lation dans lequel on fait réagir l'oléfine avec un excès molaire d isobutane dans une zone d'alkylation en présence d'un acide pour obtenir un effluent liquide ; on élimine l'effluent liquide de la zone d'alkylation, et on traite l'effluent liquide ainsi éliminé pour en récupérer le produit d'alkylation, ce procédé comprenant la vaporisation d'au moins une partie de l'effluent liquide pour donner des vapeurs et ensuite la condensation des vapeurs par refroidissement, les perfectionnements selon la présente invention consistant à refroidir les vapeurs à condenser en soumettant l'ef- fluent liquide de la zone d'alkylation à un échange de chaleur indirect avec les vapeurs. En mettant en oeuvre la présente invention, la quantité d'isobutane qui doit être traitée et récupérée dans la colonne de distillation est fortement réduite ; l'eau de refroidissement n'est plus nécessaire pour le condenseur de tête de la colonne de distil lation, et les différentes colonnes de distillation peuvent travailler à des températures nettement plus faibles en améliorant le procédé de séparation. La caractéristique essentielle de la présente invention est l'utilisation d'un effluent de réacteur pour fournir le refroidissement aux condenseurs dans le procédé d'alkylation. En utilisant l'effluent de cette façon, on réalise des économies substantielles sur les coûtes de fabrication, en meme temps que des économies dans l'investissement pour de nouvelles unités. La présente invention sera mieux comprise en se référant au dessin annexé. Sur ce dessin - la figure 1 représente un diagramme-bloc simplifié de l'invention ; - la figure 2 représente de façon plus détaillée le procédé d'alkylation de la présente invention ; - la figure 3, qui est similaire à la figure 2, montre un mode de réalisation de la présente invention dans lequel d'une part, on utilise des vannes à réduction de pression sur l'effluent du réacteur et, d'autre part, on soutire du n-butane vaporisé de la colonne du déisobutaniseur; - la figure 4 représente de façon plus détaillée un système de vapeur que l'on peut utiliser comme système de vapeur illustré par le diagramme-bloc de la figure 2;; - la figure 5 représente un autre mode de réalisation de la présente invention selon lequel le procédé de l'invention est m4s en oeuvre avec un réacteur d'alkylation produisant à la fois un effluent liquide et un effluent gazeux. En se référant à la figure 1, le flux d'oléfine et dtiso- butane entre dans un réacteur qui contient le catalyseur acide. Le flux qui sort du réacteur contient le catalyseur acide, le produit d'alkylation, l'isobutane et des alcanes inertes. On envoie ensuite ce flux dans un séparateur d'acide, dans lequel le catalyseur acide est séparé du mélange d'hydrocarbures et est renvoyé dans le réacteur. On envoie ensuite le mélange résultant d'hydrocarbures dans un ou plusieurs condenseurs pour lui fournir le refroidissement nécessaire. L'utilisation de ce mélange d'hydrocarbures pour le refroidissement des condenseurs constitue la présente invention. L'effluent du condenseur va ensuite dans le séparateur vapeur-liquide dans lequel l'isobutane est partiellement récupéré sous la forme de vapeur. On comprime cette vapeur dans un dispositif non représenté sur le dessin, on la condense et on la renvoie dans le réacteur.Le liquide sortant du séparateur est ensuite envoyé dans la colonne de déisobutaniseur où l'on distille l'isobutane en tête pour le recycler, le produit d'alkylation étant récupéré sous la forme d'un courant de fond de colonne. En se référant à la figure 2 plus détaillée, on mélange l'oléfine avec 1'isobutane dans le conduit 101 et on les envoie dans un réacteur 103 où les réactifs sont mélangés avec le catalyseur acide et mis à réagirepour donner le produit d'alkylation. Le produit sort du réacteur par le conduit 105 vers le séparateur d'acide 107. On y sépare l'acide du mélange d'hydrocarbures et on le renvoie dans le réacteur par le conduit 108. Le mélange d'hydrocarbures contenant le produit d'alkylation, 1'isobutane et les alcanes inertes sort du séparateur d'acide par le conduit 109. Le mélange d'hydrocarbures est envoyé, par les conduits 111 et 112, dans un condenseur en vue de le refroidir. En se référant plus particulièrement au conduit 111, on peut voir comment est appliquée la-présente invention à la colonne du déisobutaniseur. Le mélange d'hydrocarbures est envoyé par le conduit 111 dans le condenseur 115 où au moins une partie du mélange dthydro- carbures est vaporisée pour refroidir le condenseur. Le mélange d'hydrocarbures après avoir servi à refroidir le condenseur, est envoyé par le conduit 116 dans le séparateur vapeur-liquide 117. De la même manière, on refroidit d t autres condenseurs tels que des condenseurs à colonnes et des condenseurs d'effluent par compresseur en soutirant le mélange d'hydrocarbures par le conduit 112, en vaporisant au moins une partie du mélange d'hydrocarbures dans le condenseur et en envoyant l'effluent du condenseur, par le conduit 114, dans le séparateur vapeur-liquide 117. De la même manière, on utilise le mélange d'hydrocarbures pour refroidir le réacteur par l'intermédiaire du conduit 110, et on l'envoie ensuite par l'intermédiaire du conduit 113 dans le séparateur vapeurliquide. Dans le séparateur vapeur-liquide 117, il se produit une séparation vapeur-liquide. La vapeur contient eszentlellement l'isobutane et des alcanes inertes, et le liquide contient Aviso butane et des produits d'alkylation. On envoie les vapeurs, par l'intermédiaire d'un conduit 118, dans un système de traitement 119 où la vapeur est comprimée et condensée. Normalement dans le système à vapeur 119 on utilise une ou plusieurs colonnes pour éliminer, à partir de l'isobutane, les alcanes inertes tels que les propanes. On envoie ensuite le flux d'isobutane, par le conduit 120 dans un second évaporateur vapeur-liquide 121. Le flux d isobutane liquide est recyclé dans le réacteur au moyen du conduit 122 et la vapeur est renvoyée au système 119 par le conduit 118. On envoie ensuite le liquide issu du premier séparateur vapeur-liquide 117 > contenant l'isobutane et le produit d'alkylation au moyen du conduit 123 > dans la section de traitement 125 où on élimine acide résiduaire et des composés acides dans le mélange d'hydrocarbures. Après traitement, on envoie le liquide par le conduit 129 dans la colonne du déisobutaniseur 131. On chauffe la colonne par l'intermédiaire du conduit 133. On uistil- le l'isobutane et il sort au sommet de colonne sous forme de vapeur dans le conduit 135.On condense cette vapeur dans le condenseur de tette 115 et on sépare ensuite l'isobutane condensé pour le reflux à la colonne, et comme produit de recyclage dans le réacteur par l'intermédiaire du conduit 137. On récupère le produit d'alkylation sous la forme d'un flux de fond de colonne dans le conduit 139. La figure 3, qui est similaire à la figure 2, représente un autre mode de réalisation de l'invention. Le mélange d'hydrocarbures contenant le produit d'alkylation, l'isobutane et des alcanes inertes sort du séparateur d'acide 116 pour passer dans le conduit 109. On envoie ensuite le mélange d'hydrocarbures dans les conduits 111 et 112 pour refroidir les condenseurs. En se référant au conduit 111, on a placé une vanne de réduction de pression en avant du condenseur à colonne 115. Cette vanne maintient le mélange d'hydrocarbures dans le conduit 111 à l'état liquide. Elle permet également de réduire la pression aval du mélange d'hydrocarbures allant dans le condenseur 115 et sortant dans le conduit 116.La pression est suffisamment réduite pour permettre la vaporisation du mélange d'hydrocarbures dans le condenseur 115. I1 peut se produire une certaine vaporisation entre la vanne 141 et le condenseur 115. On a représenté une vanne 140 qui réduit la pression du mélange d'hydrocarbures dans le conduit 110 qui sert à refroidir le réacteur 103. On peut également trouver d'autres vannes de réduction de pression (non représentées) sur le conduit 112 menant à d'autres condenseurs. La figure 3 représente également la colonne du déisobutaniseur 131 comportant un conduit latéral 142 de soutirage de vapeur. On peut soutirer le butane normal de cette colonne sous forme de vapeur dans le conduit 142 et la condenser dans le condenseur à colonne 143. D'une manière typique, on utilise un réfrigérant dans le conduit 144 pour refroidir le condenseur 143. Toutefois, on peut également utiliser pour ce refroidissement le mélange d'hydrocarbures dans le conduit 112 avec une vanne appropriée de réduction de pression. On peut utiliser un soutirage latéral de n-butane dans les autres modes de réalisation de la présente invention de même que dans le mode de réalisation spécifiquement illustré sur la figure 3. La figure 4 représente un système à vapeur que 1 on peut utiliser comme système à vapeur 119 dans l'appareil de la figure 2, Après l'avoir utilisé comme réfrigérant, on envoie le mélange d'hydrocarbures par le conduit 113 dans un séparateur vapeur-liquide 117 où il se produit une séparation vapeur-liquide. On envoie les vapeurs par le conduit 118 dans le compresseur 145. On comprime ensuite les vapeurs dans le compresseur et elles sortent par le conduit 146 vers le condenseur d'effluent par le compresseur 147. Le refroidissement du condenseur 147 est effectué par l'intermédiai- re du conduit 148 pour condenser effluent de vapeur comprimé. Les moyens de refroidissement peuvent être de l'eau de refroidissement mais dans un autre mode de réalisation de la présente invention, on peut également utiliser le mélange d'hydrocarbures du conduit 112 avec une vanne appropriée de réduction de pression. L'effluent de vapeur condensée sort du condenseur par le conduit 149, Une partie de cet effluent condensé, comprimé est repris par le conduit 150 pour être envoyé dans la colonne de distillation 152. Le restant est envoyé par le conduit 151 dans un second séparateur vapeurliquide 121, ainsi qu'il est visible sur la figure 2. De façon typique, la colonne de distillation 152 est une colonne de dépropaniseur. On chauffe cette colonne par l'intermé- diaire du conduit 153. On distille le propane et il sort en tête de colonne sous forme de vapeur dans le conduit 154. On condense cette vapeur dans le condenseur de tête 155. Dans un mode de réalisation de la présente invention on utilise,pour assurer le refroidissement de ce condenseur, le mélange d'hydrocarbures du conduit 112, après réduction de la pression. Le mélange d'hydrocarbures, après avoir refroidi la colonne, est envoyé par le conduit 114 au séparateur vapeur-liquide 117 ainsi qutil est représenté sur la figure 2. Le propane condensé issu du condenseur 155 est ensuite divisé pour le reflux dans la colonne par l'intermédiaire du conduit 156 et également éliminé comme produit par 1'intermédiaire du conduit 157. On envoie le produit du fond de cette colonne contenant essentiellement l'isobutane par le conduit 158 dans le séparateur vapeur-liquide 121. Un autre mode de réalisation de la présente invention est illustré sur la figure 5. Dans ce mode de réalisation, on réalise la réaction dSalkylation de sorte que l'on produise un effluent sous forme vapeur de meme qu'un effluent liquide à la sortie du réacteur d'alkylation. De tels procédés bien connus, sont illustrés par exemple par le brevet des Etats-Unis d'Amérique nO 3 187 066 au nom de Nathan, qui a été 1,redélivré" (reissue) sous le nO Re 26 060. Ainsi que le montre la figure 5, on fait passer la charge d'alimentation, à partir du conduit 174, dans-le réacteur 172 où la réaction d'alkylation se produit. On soutire effluent gazeux produit dans le réacteur 172 par l'intermédiaire du conduit 176 et on le fait passer dans un système à vapeur conventionnel 178 pour la récupération de l'isobutane. L'effluent liquide de la réaction sort du réacteur 172 par un conduit 180 et passe à travers le condenseur 182 où il se vaporise partiellement. L'effluent liquide du réacteur partiellement vaporisé passe ensuite par un conduit 184 dans un séparateur vapeur-liquide 186 où l'on sépare la vapeur et le liquide.La vapeur séparée passe par un conduit 188 dans le système à vapeur 178 où elle est traitée en mgme temps que l'effluent à l'état de vapeur produit dans le réacteur 172. Le flux liquide sortant du séparateur vapeur-liquide 186 est envoyé au moyen d'un conduit 190 dans un déisobutaniseur 192 où il est séparé. On récupère le produit d'alkylation dans le déisobutaniseur 192 par l'intermédiaire du conduit 194 sous la forme de produit de fond de colonne tandis que l'on retire du déisobutaniseur 192 des vapeurs riches en isobutane au moyen d'un conduit 196. Les vapeurs riches en isobutane dans le conduit 196 passent à travers le condenseur 182 où elles sont soumises à un échange indirect de chaleur avec effluent liquide du réacteur obtenu à partir du réacteur 172.Compte tenu de effet de refroidissement provoqué par la vaporisation de l'effluent liquide du réacteur dans le condenseur 182, les vapeurs riches en isobutane dans le condenseur 182 se condensent en un flux liquide riche en isobutane. Une partie de ce flux liquide riche en isobutane est envoyée au reflux par l'intermédiaire d'un conduit 198 tandis que le reste est recyclé dans le réacteur 172 au moyen d'un conduit 200. L'isobutane condensé, récupéré à partir du sytème à vapeur 178 est égale ment recyclé dans le réacteur 172 par un conduit 202 comme le montre le dessin. Ainsi qu'il est connu dans l'état de la technique, le système à vapeur 178 comprend normalement un compresseur pour faciliter la condensation de la vapeur qui le traverse. Selon la présente invention, ce compresseur peut autre, si on le désire, un compresseur multi-étages ; en outre, la vapeur qui provient du séparateur vapeur-liquide 186 ou du séparateur vapeur-liquide analogue 121 de la figure 2 et qui alimente ce compresseur peut également alimenter le second étage ou des étages ultérieurs plutôt que le premier étage de ce compresseur. Les avantages de la présente invention sont multiples. Tout d'abord, étant donné que l'alimentation du déisobutaniseur est réduite, le volume de vapeur traitée est réduit. De façon classique, ce traitement est constitué d'un lavage caustique suivi par un lavage à l'eau. La dimension de l'appareil à lavage caustique est réduite ce qui permet de réaliser des économies sur l'investissement de l'appareillage nécessaire. Un deuxième avantage, provient de la taille de la colonne du déisobutaniseur. Etant donné qui'unie quantité plus importante d'isobutane est vaporisée dans l'effluent du réacteur, une quantité moins grande doit être récupérée dans la colonne de distillation. I1 en résulte une réduction à la fois de la taille de la colonne et de la quantité de chaleur nécessaire pour cette opération.Un autre avantage peut être trouvé en utilisant le flux comme milieu de refroidissement pour les condenseurs de tête situés sur le déisobutaniseur et sur d'autres colonnes de distillation, telles que le dépropaniseur et le débutaniseur. L'utilisation du flux d'effluent permet des températures de mise en oeuvre et des pressions, pour ces colonnes, plus faibles que celles obtenues en utilisant de l'eau ou de l'alr. De même, l'élimination de l'eau en tant que réfrigérant signifie que les dispositifs associés, tels qu'unie tour de refroidissement, peuvent être diminués quant à leur dimension ou éliminées. Cette réduction de la température et de la pression de mise en oeuvre des colonnes sert à augmenter la volatilité relative des composants clés, ce qui a pour effet de réduire lténergie calorifique nécessaire pour réaliser la séparation demandée. Par eonséquent, des économies importantes sont réalisées dans les dispositifs associés étant donné que l'eau utilisée pour condenser les produits en tête de colonne n'est plus nécessaire, et que la quantité de chaleur à la tour de séparation est réduite. Dans une mise en oeuvre préférée de la présente invention, on envoie l'effluent du réacteur après séparation de l'acide, au condenseur de textes sur des colonnes de distillation. On préfère cette mise en oeuvre compte tenu du fait que lton peut opérer avec des températures plus faibles en utilisant l'effluent du réacteur plutôt qu'en utilisant de l'eau de refroidissement. Avec des températures et des pressions plus faibles dans les colonnes, on améliore grandement le procédé de séparation. Si plus d'un condenseur est refroidi par le flux d'effluent, on peut les monter soit en parallèle soit en série.On préfère qu'ils soient montés en parallèle pour diminuer l'investissement. de D'une manière typique, deux colonnes/distillation au moins sont présentes : un déisobutaniseur pour séparer l'isobutane du produit d'alkylation et un dépropaniseur pour éliminer le propane plus léger que l'isobutane. Dans certains cas, le procédé comprend également une troisième colonne pour séparer le butane du produit d'alkylation. Une variante de cette invention est d'utiliser le flux d'effluent du réacteur à d'autres endroits dans le procédé où il est nécessaire de pratiquer un refroidissement. Ceci peut se pratiquer en plus ou à l'exclusion du refroidissement des condenseurs de tête sur les colonnes de distillation. On trouve normalement des condenseurs à d'autres endroits sur les colonnes de distillation, pour refroidir les produits liquides de fond de colonne ou pour condenser un soutirage latéral de vapeur. Par exemple, à la place d Tune colonne du déisobutaniseur on peut éliminer du butane du procédé à l'étant de vapeur prélevée à un certain endroit sur la colonne du déisobutaniseur. On peut utiliser I'effluent du réacteur pour condenser cette vapeur et obtenir un flux de butane liquide. Une autre variante est d'utiliser l'effluent du réacteur pour refroidir le flux gazeux de l'effluent compressé sortant du premier séparateur vapeur-liquide. Ces vapeurs comprimées contenant l'isobutane et quelques alcanes inertes doivent être condensées avant d'être envoyées vers d'autres colonnes de distillation pour élflminer les alcanes inertes ou avant d'être renvoyées dans le réacteur sous forme dtisobutane de recyclage. On peut utiliser l'effluent du réacteur dans le condenscur d'effluent à compresseur, ce qui permet d'éliminer une autre utilisation de 1 veau de refroidissement. On peut envisager l'utilisation de la présente invention dans tC5Ut procédé d'alkylation catalytique comprenant un catalyseur acide. Les catalyseurs acides que l'on peut utiliser sont connus dans la technique, et ils comprennent les acides sulfurique et fluorhydrique, sans toutefois se limiter à ceux-ci. On préfère, dans la présente invention, utiliser un catalyseur d'acide sulfurique. Les conditions et les paramètres de la réaction restent inchangés dans la présente invention. Normalement, le réacteur est mis en oeuvre entre 0,07 et 14,1 kg/cm2 à une température comprise entre -10 et 5000. La charge d'alimentation en oléfine est également connue dans la technique et elle est d'une façon classique un hydrocarbure contenant de 2 à 5 atomes de carbone et cette alimentation n'est pas affectée par la présente invention. Normalement, la composition d'alimentatin en oléfine dépend de l'application spécifique, mais elle peut comprendre le propy lène, des butylènes et des amylènes. Le flux d'oléfine peut également contenir différents alcanes inertes, tels que le propane et le butane.On mélange l'oléfine avec de l'isobutane, soit dans le réacteur, soit avant de l'envoyer dans le réacteur. Normalement, plus le rapport de l'isobutane à l'oléfine est élevé dans le flux d'alimentation, plus le rendement en produit d'alkylation est élevé. Ce rapport externe est habituellement d'environ 5:1 mais peut eAtre de 15:1 ou plus. La présente invention tire avantage de ce rapport en récupérant lisobutane pour le recycler d'une manière plus efficace et moins onéreuse que dans la technique actuelle. En utilisant la présente invention, dans des unités existantes, Ct ra-tl :rt peut être angmenté, ce qui améliore la production d'octane du produit sans être limité par la dimension du déisobutaniseur. Comme on l'a indiqué ci-dessus, le mélange d'hydrocarbures que l'on utilise pour refroidir peut passer si on le désire à travers une vanne de réduction de pression avant son entrée dans les condenseurs. Cette pression est suffisamment réduite pour permettre la vaporisation et obtenir un meilleur refroidissement dans le condenseur. On peut réduire la pression à une pression de 0,07 kg/cm2 absolu à ),52 kg/cm2 absolu. On préfère réduire cette pression entre 0,21 kg/cm2 absolu et 0,35 kg/cm absolu. Exemple 1 et exemple comparatif A On réalise une simulation par ordinateur d'un procédé d 'alkylation tel que décrit dans ltouvrage "Hydrocarbon Processing" de Septembre 1974, page 206. On utilise de l'acide sulfurique comme catalyseur acide. La charge d'alimentation en réactif dans les deux exemples est donnée dans le Tableau I sous forme de mètre cube par Jour, cette charge étant un mélange dtisobutane, de butylène et d'alcanes inertes. Tableau I Alimentation en réactif au procédé d'alkylation Isobutane 610 Butylène 490 Alcanes inertes 220 A titre comparatif, on maintient constant pour les deux exemples les quantités de produits et leurs indices d'octane à 98,5. On maintient l'isobutane dans la zone réactionnelle à 80 % de l'alimentation totale plus le produit de recyclage. En raison de quantités plus importantes d'alcanes inertes qui sont recyclées dans le flux de réfrigération de l'effluent dans la présente in vention, ceci a pour effet d'augmenter le rapport isobutane/oléfine dans le réacteur. Les autres conditions opératoires du réacteur sont les mêmes pour les deux exemples. L'exemple comparatif A représente la technique actuelle. On utilise l'effluent du réacteur après séparation de l'acide pour refroidir le réacteur. Après refroidissement, on envoie le flux d'effluent dans le premier séparateur vapeur-liquide Le li quide sortant de ce séparateur constitue le flux qui est traité et qui est envoyé comme charge d'alimentation dans la colonne clu déisobutaniseur. On utilise de l'eau de refroidissement comme milieu de refroidissement dans le condenseur de tête de cette colonne. Dans l'exemple 1, qui est représentatif de la présente invention, on envoie également l'effluent du réacteurs en plus du refroidissement du réacteur, dans le condenseur de tête du déisobutaniseur. Après refroidissement, on recueille effluent du réacteur dans le premier séparateur vapeur liquide. Le tableau II donne les résultats de ces deux exemples. Les quantités données sont en mètre cube par Jour. TABLEAU II Comparaison du procédé d'alkylation de l'art antérieur avec le Procédé de l'invention Exemple Exemple 1 comparatif A de l'invention 1. IC4 dans l'alimentation 610 610 2. Rapport IC4/oléfine dans le réacteur 3. it dans la vapeur sortant du séparateur 4100 8350 4. Ddisobutaniseur 1C4 dans l'alimentation 4300 2500 IC dans le produit de teste 4230 2440 rendement du condenseur Jr 13,7 10,3 rendement du rebouilleur * 15 > 9 11,9 diamètre de la colonne (cm) 344 298 * 106 kcal/h Comme représenté dans le tableau II, on vaporise beaucoup plus dtisobutane (IC4) contenu dans lteffluent du réacteur, ce qui permet une récupération plus efficace.La présente invention diminue la quantité dtisobutane introduite dans le déisobutaniseur de plus de 40 %, ce qui réduit à la fois la dimension de cette colonne et les dispositifs nécessaires pour la distillation. Exemple 2 En utilisant la même composition d'alimentation et les conditions de réacteur de exemple 1, l'exemple 2 montre l'in- fluence du refroidissement du condenseur de tête sur la colonne du déisobutaniseur avec seulement l'effluent du réacteur. On élimine complètement l'eau de refroidissement, et 11 effet réfrigérant de effluent du réacteur permet de réduire la pression manométrique 2 de 10,5 kg/cm à 1,20 kg/cm2. Cette réduction de la pression amé- liore la séparation, et permet de réduire la quantité de chaleur nécessaire à l'opération de 9,0 106 keal/h, soit plus de 40 ss de chaleur en moins par rapport à la technique actuelle illustrée par l'exemple comparatif A. REVENDICATIONS 1. Procédé d'alkylation catalytique de déisobutane avec une oléfine comprenant les étapes suivantes a) de mise en contact de oléfine avec un excès molaire d'isobutane et d'alcanes inertes en présence d'un catalyseur acide dans un réacteur pour donner un effluent contenant le produit d'alkylation, l'isobutane, le catalyseur acide et des alcanes inertes ; b) de séparation dudit catalyseur acide à partir de l'ef- fluent de réacteur pour donner un effluent de séparateur ; c) de séparation liquide-vapeur sur ledit effluent de séparateur pour obtenir un flux liquide de fond contenant l'isobutane et le produit d'alkylation et un flux de vapeur de tête contenant l'isobutane et des alcanes inertes ;; d) de distillation du flux liquide de fond pour séparer le produit d'alkylation sous la forme d'un produit liquide de fond et l'isobutane sous forme d'un effluent gazeux de distillation ; e) de passage d'une partie dudit effluent de séparateur avant l'étape de séparation liquide-vapeur, comme effluent de refroidissement dans un échange indirect de chaleur avec ledit effluent gazeux de distillation pour y condense l'tsobutane et pour y vaporiser une partie de l'effluent de refroidissement ; et ensuite f) de séparation liquide-vapeur sur ledit effluent de refroidissement. 2. Procédé selon la revendication 1J caractérisé par le fait qu'une fraction de effluent de refroidissement est vaporisée en réduisant la pression dudit effluent de refroidissement avant l'échange indirect de chaleur. 3. Procédé selon la revendication 1, caractérisé par le fait qutil comprend l'étape d'élimination de l'acide résiduel et des impuretés à partir du flux liquide de fond de l'étape (c) avant de distiller ledit flux. 4. Procédé selon la revendication 1, caractérisé par le fait que l'on recycle dans le réacteur l'isobutane condensé de l'étape (e). 5. Procédé selon la revendication 1, caractérisé par le fait qu'il comprend les étapes de compression et de condensation du flux vapeur de tête de ltétape (c) pour donner un flux condense' de vapeur de tête. 6. Procédé selon la revendication 5, caractérisé par le fait qutil comprend l'étape de séparation liquide-vapeur dudit flux condensé de vapeur de texte avec le liquide de ladite séparation qui contient l'isobutane condensé. 7. Procédé selon la revendication 6, caractérisé par le fait que lton recycle dans le réacteur l'isobutane condensé. 8. Procédé selon la revendication 5, caractérisé par le fait qu'in comprend une étape d'utilisation d'une fraction de l'effluent de refroidissement de 11 étape (e) pour effectuer la condensation dudit flux de vapeur de tête en soumettant une fraction dudit effluent de refroidissement à un échange thermique indirect. 9. Procédé selon la revendication 5, caractérisé par le fait qu'il comprend l'étape de distillation d'une fraction du flux de vapeur condensée pour en éliminer les alcanes inertes et de condensation de effluent gazeux d'alcanes à partir de la distillation des alcanes en soumettant ledit effluent gazeux d'alcanes à un échange thermique indirect avec une fraction dudit effluent de refroidissement. 10. Procédé selon la revendication 9, caractérisé par le fait que ledit alcane inerte est le propane. 11. Procédé selon la revendication 1, caractérisé par le fait que la distillation dudit flux liquide de fond de (c) comprend l'é- limination du butane normal sous la forme d'un flux latéral gazeux et la condensation dudit flux latéral gazeux en le soumettant à un échange thermique indirect avec une fraction dudit effluent de refroidissement de l'étape (e). 12. Procédé continu de fabrication d'un produit d'alkylation dans lequel on fait réagir une oléfine avec un excès molaire d'iso- butane dans une zone d'alkylation en présence d'un acide pour donner un effluent liquide ; on élimine l'effluent liquide de la zone d'alkylation > et on traite l'effluent liquide ainsi éliminé pour en récupérer le produit d'alkylation, ledit traitement comprenant la vaporisation d'au moins une fraction dudit effluent liquide pour donner des vapeurs et ensuite la condensation desdites vapeurs par refroidissement, caractérisé par le fait que l'on refroidit lesdites vapeurs en soumettant l'effluent liquide provenant de la zone d'alkylation à un échange thermique indirect avec lesdites vapeurs. 13. Procédé selon la revendication 12 > caractérisé par le fait que l'effluent liquide que lton soumet à un échange thermique indirect avec lesdites vapeurs se vaporise partiellement au cours Cudit refroidissement 14. Procédé selon la revendication 13, caractérisé par le faut que l'on réduit la pression de l'effluent liquide que l'on soumet à un échange thermique indirect avec lesdites vapeurs, avant d'efrectuer cet échange thermique indirect, la pression étant suffi- samment réduite pour permettre au moins une vaporisation partielle dudit effluent liquide, au cours du refroidissement. 15. Procédé selon la revendication 14, caractérisé par le fait que I' effluent liquide que l'on soumet à un échange thermique indirect avec lesdites vapeurs passe directement de ladite zone d'alkylatlon à travers une vanne de réduction de pression dans une zone échange thermique indirect avec lesdites vapeurs. 16 - Procédé selon la revendication 14, caractérisé par le fait que la transformation dudit effluent liquide comprend la distillation d'un flux liquide dérivé dudit effluent liquide. 17. Procédé selon la revendication 14, caractérisé par le fait que la transformation dudit effluent liquide comprend la distillation d'un flux liquide dérivé dudit effluent liquide dans un deisobutaniseur pour donner des vapeurs riches enisobutane et des produits liquides de fond riches en produit d'alkylation, lesdites vapeurs riches en isobutane étant refroidies et condensées par échange thermique indirect avec l'effluent liquide. 18. Prccédé selon la revendication 17, caractérisé par le fait que le traitement dudit effluent liquide comprend la vaporisation partielle dudit effluent liquide pour donner un flux liquide et un flux de vapeur, ledit flux liquide étant envoyé dans le déi sobuta:liseur . 19. Procédé selon la revendication 18, caractérisé par le fait que lton réalise la vaporisation partielle dudit effluent liquide en soumettant ledit effluent liquide à un échange thermique indirect avec le mélange réactionnel dans ladite zone d'alkylation. 20. Procédé selon la revendication 18, caractérisé par le fait que l'on sépare ledit effluent liquide venant de ladite zone d'alkylFtion en une première fraction et en une seconde fraction, effluent liquide de ladite première fraction étant soumis à un échange thermique indirect avec le mélange réactionnel dans ladite zone d'alkylation, l'effluent liquide de la deuxième fraction étant soumis à un échange thermique indirect avec lesdites vapeurs pour effectuer ledit refroidissement, les effluents liquides des première et deuxième fraction étant ensuite mélangés l'un avec l'autre et étant envoyés dans un séparateur vapeur-liquide pour séparer le fiu: liquide et le flux de vapeur. 21. Procédé selon la revendication 19, caractérisé par le fait que ledit flux de vapeur est condensé par refroidissement, ledit flux de vapeur étant refroidi en soumettant l'effluent liquide venant de ladite zone d'alkylation à un échange thermique indirect avec ledit flux de vapeur. 22. Procédé selon la revendication 21, caractérisé par le fait qu'unie fraction du flux de vapeur condensée est introduite au dépropaniseur pour en éliminer le propane par distillation, ledit dépropaniseur fournissant des vapeurs riches en propane, lesdites vapeurs riches en propane étant condensées à l'aide dudit effluent liquide. 23. Procédé selon la revendication 14, caractérisé par le fait que le traitement dudit effluent pour récupérer le produit d'alkylation comprend la récupération du propane sous forme vapeur par la distillation, le propane gazeux étant condensE par refroidissement, le refroidissement desdites vapeurs de propane étant réalisé en soumettant l'effluent liquide sortant de ladite zone d'alkylation à un échange thermique indirect avec ledit propane gazeux 24, Procédé selon la revendication 14, caractérisé par le fait que le traitement dudit effluent liquide comprend au moins la vaporisation partielle dudit effluent liquide pour donner un flux liquide et un flux gazeux, ledit flux gazeux étant séparé dudit courant liquide et étant ensuite condensé par refroidissement > ledit flux gazeux étant condensé par refroidissement en soumettant l'effluent liquide sortant de ladite zone d'alkylation à un échange thermique indirect avec ledit flux gazeux. 25. Procédé selon la revendication 12, caractérisé par le fait que l'oléfine est un hydrocarbure contenant de 2 à 3 atomes de carbone. / que 26. Procédé selon la revendication 12 caractérisé par le fait/ oléfine est le propylène. 27. Procédé selon la revendication 12, caractérisé par le fait que l'oléfine est prise dans le groupe formé par des butylènes et des amylènes. 28. Procédé selon la revendication 12, caractérisé par le fait que le catalyseur acide est l'acide sulfurique. 29. Procédé selon la revendication 12, caractérisé par le fait que le catalyseur acide est 1 t acide fluorhydrique. 30. Procédé d'alkylation catalytique de l'isobutane avec une oléfine comprenant les étapes suivantes : a) de mise en contact de l'oléfine avec un excès molaire d'isobutane et d'alcanes inertes en présence d'un catalyseur acide dans un réacteur pour donner un effluent contenant le produit d'al- kylation, l'isobutanes le catalyseur acide et des alcanes inertes ; b) la séparation dudit catalyseur acide à partir d'effluent de réacteur pour donner un effluent de séparateur ;; c) de séparation liquide-vapeur sur ledit effluent du séparateur pour obtenir un flux liquide de fond contenant l'isobuta- ne et le produit d'alkylation et un flux gazeux de tête contenant l'isobutane et des alcanes inertes d) de compression et de condensation dudit flux gazeux de tette pour donner un flux gazeux de tête condensé e) de distillation d'une fraction dudit flux gazeux de t- te condensé pour séparer l'isobutane sous la forme de produit liquide de fond et un alcane inerte sous la forme d'un effluent gazeux de distillation ;; f) de passage d'une partie dudit effluent de séparateur avant l'étape de séparation liquide-vapeur, comme effluent de refroidissement dans un échange thermique indirect avec ledit effluent gazeux de distillation pour y condenser l'alcane inerte et pour y vaporiser une fraction de effluent de refroidissement ; et ensuite g) de séparation liquide-vapeur sur ledit effluent de refroidissement. 31. Procédé selon la revendication 30, caractérisé par le fait que l'alcane inerte est le propane. 32. Procédé d'alkylation catalytique de l'isobutane. par une oléfine comprenant les étapes suivantes a) de mise en contact de l'oléfine avec un excès molaire d'isobutane et d'alcanes inertes en phase liquide en présence d'un catalyseur acide dans un réacteur pour faire réagir pratiquement toute l'oléfine et obtenir ainsi un flux liquide contenant le catalyseur acide et un mélange d'hydrocarbures contenant le produit d'alkylation, l'isobutane et des alcanes inertes b) de séparation du catalyseur acide à partir du mélange d'hydrocarbures ; c) de séparation dans un séparateur vapeur-liquide du mélange d'hydrocarbures de 1T étape (b) pour obtenir un flux liquide de fond contenant l'isobutane et le produit d'alkylation et un flux gazeux de tête contenant l'isobutane et des alcanes inertes ;; d) de compression et de condensation dans un condenseur d'effluent à compresseur du flux gazeux de tête et de l'étape (c) pour obtenir un flux condensa de vapeur de tête ; e) de distillation dans une ou plusieurs colonnes de distils lation équipées d'un ou de plusieurs condenseurs de colonne, du flux liquide de fond de l'étape (c) pour séparer le produit d'alkylation à partir de l'isobutane ou du flux condensé de vapeur de tête de l'étape (e) pour séparer l'isobutane des alcanes inertes, caractérisé par le fait que l'on vaporise une partie du mélange a'hydrocarbure de ltétape (b) pour refroidir un ou plusieurs concenseurs utilisés dans les étapes (d) et (e), 33.Procédé selon la revendication 32, caractérisé par le fait que le condenseur de colonne est un condenseur placé sur un flux de vapeur de tête de la colonne. 34. Procédé selon la revendication 32, caractérisé par le fait que l'oléfine est un hydrocarbure contenant de 2 à 5 atomes de carbone. 35. Procédé selon la revendication 32, caractérisé par le fait que l'oléfine est le propylène. 36, Procédé selon la revendication 32, caractérisé par le fait que l'oléfine est prise dans le groupe formé par des butylènes et des amylènes. 37. Procédé selon la revendication 32, caractérisé par le fait que le catalyseur acide est l'acide sulfurique. 38. Procédé selon la revendication 32, caractérisé par le fait que le catalyseur acide est l'acide fluorhydrique. 39. Procédé selon la revendication 32, caractérisé par le fait que le condenseur de colonne est un condenseur placé sur le flux de vapeur de tête d'une colonne de déisobutaniseur. 40. Procédé selon la revendication 32, caractérisé par le fait que le condenseur de colonne est un condenseur placé sur le flux de vapeur de taste d'une colonne de dépropaniseur.