FR 2695635 A1 19940318 FR 9211020 A 19920914 L'invention concerne un procédé d'isomérisation de n-butane en isobutanes, ayant notamment pour but d'améliorer la pureté du produit isobutane et de minimiser la consommation d'énergie. Elle concerne aussi le produit obtenu. Le procédé est particulièrement utilisé pour la synthèse de méthyltertiobutylether (MTBE). Les procédés actuels d'isomérisation des hydrocarbures en butanes utilisant des catalyseurs au platine de type alumine chlorée à haute activité opèrent avec un recyclage total après fractionnement des n-butanes non convertis. Ils utilisent l'étape de déisobutanisation très sévère en amont d'une étape d'isomérisation afin d'effectuer la séparation d'isobutane comme distillat produit. La pureté d'isobutane obtenu par distillation malgré la consommation importante en énergie est médiocre comparée à la pureté obtenue par adsorption avec tamis moléculaire. II est connu dans l'art antérieur que le catalyseur à base d'alumine chlorée imprégnée de platine permet de mener la réaction d'isomérisation du nbutane en isobutane avec une conversion très proche de la valeur théorique. Mais il est également connu que la présence du chlore ne peut pas être tolérée par l'adsorbant comme le tamis moléculaire. II était donc particulièrement intéressant de concevoir un procédé qui puisse combiner un système réactionnel à haute performance utilisant le chlore afin d'obtenir le meilleur accroissement possible en conversion de n-butane en isobutane, avec un système de recyclage résistant au chlore et de séparation le plus efficace possible. En ce qui concerne la phase séparation, on peut considérer les schémas classiques utilisant uniquement des colonnes de séparation. Une colonne de séparation peut aussi être immunisée contre la contamination par le chlore. Mais ce schéma est gros consommateur d'énergie en raison du taux reflux sur charge élevée (10 par exemple) donc coûteux à mettre en oeuvre. Un schéma à une colonne de séparation (seulement le désisobutaniseur) ne présenterait pas la faculté de produire l'isobutane à très haute pureté et, de ce fait, ne permettrait pas d'obtenir les niveaux de pureté des schémas obtenus par la combinaison de la colonne avec le système d'adsorption sur tamis moléculaire. L'utilisation d'un tamis moléculaire 5 A en adsorption et désorption des nparaffines est bien connu dans l'art. L'utilisation peut être soit, en phase liquide, soit, en phase vapeur. L'utilisation d'un tamis moléculaire en adsorption et désorption en phase liquide est plus difficile à réaliser qu'en phase vapeur. En effet le rapport des quantités de paraffines normales adsorbées aux quantités d'isoparaffines présentes en phase mobile est nettement en faveur de la mise en oeuvre en phase vapeur. L'objet de l'invention est de proposer un nouveau procédé permettant d'augmenter le plus possible la pureté du produit isobutane tout en limitant la dépense énergétique. Plus particulièrement, I'invention concerne un procédé d'isomérisation des nparaffines en isoparaffines dans une charge consistant essentiellement en une coupe C4 hydrocarbonée il comprend - une étape (1) de déisobutanisation à une pression appropriée dans laquelle on alimente une colonne de distillation au moyen de ladite charge et d'un effluent provenant de l'étape (3) de désorption définie ci-dessous et l'on obtient un résidu et un distillat ; ledit distillat étant en partie condensé et la fraction condensée étant en partie recyclée vers la tête de ladite colonne, à titre de reflux liquide - une étape (2) d'adsorption dans des conditions adéquates dans laquelle on envoie dans un adsorbeur garni d'au moins un tamis moléculaire capable de retenir le n-butane, en courant ascendant, I'autre partie du distillat en phase vapeur de l'étape de déisobutanisation, et l'on recueille un flux isobutane sensiblement débarrassé du n-butane ; et - une étape (3) de désorption, alternant avec l'étape (2), et dans laquelle on abaisse la pression dans l'adsorbeur et on fait passer à travers le tamis moléculaire une partie du flux gazeux isobutane prélevé sur le produit de l'étape d'adsorption après l'avoir détendu, I'effluent de cette étape de désorption étant envoyé vers la colonne de déisobutanisation à une pression sensiblement identique à ladite pression appropriée. - une étape (4) d'isomérisation dans laquelle on envoie dans un réacteur d'isomérisation le résidu provenant de l'étape (1) de déisobutanisation, et l'on produit un effluent d'isomérisation qui est envoyé dans un séparateur dans lequel on sépare une phase vapeur qui est recyclée à l'entrée du réacteur et une phase liquide, qui constitue l'effluent brut. Lors de l'étape de désorption, la pression de l'absorbeur peut être abaissée d'au moins 1 bar. La présente invention permet notamment de pallier les inconvénients des procédés connus en combinant le système à haute activité utilisant, par exemple, un catalyseur consistant en une alumine chlorée imprégnée de platine avec un système original de séparation combinant en tandem le fractionnement non sévère et moins consommateur d'énergie avec un système de purification finale utilisant l'adsorption-désorption sur tamis moléculaire en phase vapeur. De plus, la désorption des n-butanes est réalisée dans des conditions avantageuses du point de vue énergétique en combinant un abaissement de pression et une opération de strippage utilisant une partie de la vapeur produite contenant l'isobutane. La colonne de déisobutanisation est opérée habituellement avec un taux de reflux faible 2 à 6 par exemple. Dans ces conditions, la pureté du distillat est en général de 70 à 90% et préférentiellement de 80 à 85%. Le passage du distillat sur une colonne d'adsorption permet d'obtenir une fraction avec une pureté avoisinant 99%, et donc améliorée par rapport à celle obtenue selon l'art antérieur. Selon une caractéristique particulièrement avantageuse, on peut réaliser une étape de compression du distillat entre l'étape de déisobutanisation et celle d'adsorption, par un compresseur qui peut être entraîné par un turbodétendeur réalisant la phase de détente du flux gazeux d'isobutane provenant de l'étape d'adsorption et récupérant ainsi de l'énergie mécanique. Pour la bonne marche de l'étape d'adsorption du distillat provenant de la zone de déisobutanisation, on peut recycler en phase vapeur dans la zone d'adsorption une partie de l'effluent brut provenant du séparateur, après que cet effluent ait été stabilisé. - Le désisobutaniseur (ou strippeur d'isobutane) mis en amont sert pour la récupération des n-butanes désorbés avec le flux vapeur isobutane recyclé, ce qui assure un recyclage efficace des n-butanes vers l'étape d'isomérisation, comme résidu de l'étape de déisobutanisation. Le procédé de l'invention est décrit ci-après en liaison avec les figures 1 et 2. - La figure 1 représente un schéma du procédé selon l'invention avec une phase de compression des n-butanes recyclés dans la zone de déisobutanisation. La figure 2 illustre un mode de réalisation préféré comprenant une phase de compression du distillat entre l'étape de déisobutanisation et l'étape d'adsorption. On décrit plus particulièrement l'isomérisation d'une charge de butanes en mélange contenant une proportion d'hydrocarbures en n-C4 et en iso C4. Le procédé de l'invention (figure 1) comprend principalement une étape (1) de déisobutanisation, une étape (2) d'adsorption, une étape (3) de désorption et une étape (4) d'isomérisation. Dans l'étape (1), on alimente une colonne de déisobutanisation C1 au moyen d'une charge de butanes fraiche et recyclée par la ligne 1 et par la ligne 11, au moyen de l'effluent provenant de l'étape (3) de désorption qui sera décrite plus loin, par exemple, à une pression de 2 à 8 bar (pression absolue). La colonne de déisobutanisation consiste en général en une colonne de distillation comportant des éléments internes de fractionnement (garnissage structuré ou plateaux). L'opération de déisobutanisation sépare la charge en un distillat relativement riche en isobutane, contenant par exemple de 5 à 30 % en moles de n-butane et en un résidu pauvre en isobutane ne contenant, par exemple, que de 0,5 à 5 % en moles d'isobutane. La colonne de déisobutanisation opère en général entre une température de fond de 25 à 90 "C et une température de tête de 15 à 60 "C. Le résidu chaud de la déisobutanisation soutiré en bas de la colonne par la ligne 3 est ensuite envoyé vers un réacteur d'isomérisation. Le fond de la colonne est enlevé par la ligne 4 comme produit lourd contenant les composants hydrocarbures C5 plus. Les vapeurs de tête (distillat) sortant par la ligne 2 sont envoyées sensiblement à la pression de la colonne de déisobutanisation pour qu'elles puissent passer efficacement dans une colonne d'adsorption (A) et à une température de 150 à 250"C après avoir été surchauffées dans un échangeur El. Une partie de la vapeur en tête de colonne est condensée en E30 et le condensat est recyclé par une ligne 31 en tête du désisobutaniseur comme reflux. La quantité de ce reflux est en règle générale considérablement réduite par rapport à une colonne de déisobutanisation conventionnelle, plus particulièrement entre 2 et 4. Dans l'étape (2) d'adsorption, on fait passer la vapeur ainsi préparée en courant ascendant dans l'adsorbeur A, dans lequel les n-butanes sont retenus. La vapeur débarrassée des n-butanes qui sort par la ligne 7 est divisée en deux courants Une partie de la vapeur (ligne 8) est condensée dans un rebouilleur E2 de la colonne de déisobutanisation et on récupère 'isobutane pur par une ligne 9 et une autre partie est détendue par une vanne V de détente disposée sur une ligne 10 conduisant à un adsorbeur D. Le lit adsorbant est constitué en général d'un tamis moléculaire à base de zéolithe capable d'adsorber sélectivement les n-paraffines (n-butane), et ayant un diamètre apparent de pores voisin de 5 ; la zéolithe 5 À convient parfaitement à cet usage : son diamètre de pores est proche de 5 À et sa capacité d'adsorption pour les n-paraffines est importante. On peut cependant employer d'autres adsorbants tels que la chabazite ou l'érionite. Les conditions opératoires préférées sont une température de 150 à 300 "C et une pression de 1 à 7 bar. Le cycle d'adsorption dure en général de 2 à 10 minutes.L'effluent recueilli à la sortie de l'adsorbeur A par la ligne 7 ne contient pratiquement que des isobutanes. II est détendu et condensé, par exemple, par échange de chaleur bénéfique comme mentionné précédemment. Encore refroidi, et complètement condensé, par exemple, par l'eau de refroidissement dans l'échangeur E3, il constitue le produit final (isobutane) du procédé de l'invention. Les n-paraffines (n-butane) adsorbées au cours de l'étape (2) sont ensuite désorbées lors de l'étape (3) de désorption dans l'adsorbeur D, qui n'est autre que l'absorbeur A saturé en n-butane et fonctionnant en désorption. L'opération est réalisée par un abaissement de la pression et par un strippage au moyen d'un flux gazeux qui n'est qu'une petite partie de l'isobutane produit, et soutiré par la ligne 10 de façon à traverser l'adsorbeur D en courant descendant. Ce flux gazeux est en général porté à une température de 150 à 300 "C dans l'échangeur E4. La proportion du flux isobutane nécessaire à la désorption correspond avantageusement à 0,5 à 1,5 moles d'isobutane par mole de n-butane à désorber. L'opération dure en général de 2 à 10 minutes.L'effluent de l'étape de désorption (3) est recyclé par la ligne 11 dans la colonne de déisobutanisation à un niveau inférieur à celui de l'alimentation en la charge fraîche après avoir été comprimé par un compresseur K muni d'un moteur électrique M. II est introduit de préférence en un poit situé au milieu de la distance entre le plateau d'alimentation en la charge et le dernier plateau en fond de colonne. Dans ces conditions, on utilise l'énergie de l'effluent de désorption recyclé par la ligne 11 pour diminuer le taux de rebouillage. L'adsorbeur D, après désorption, est à nouveau utilisé en adsorption. Dans l'étape (4), on envoie dans une zone d'isomérisation I le résidu provenant par la ligne 3 de l'étape de déisobutanisation (1), par pompage à la pression de la réaction d'isomérisation, par exemple de 10 à 50 bar. La réaction d'isomérisation est conduite, à une température de 120 à 2500C et de préférence entre 15000 et 2300C en présence d'hydrogène. Le résidu à traiter est mélangé à un appoint d'hydrogène amené par une ligne 12A et à un recyclage d'hydrogène arrivant par une ligne 12, puis est chauffé par exemple à une température de 150 à 230"C, au moyen d'un échange de chaleur charge/effluent, dans un échangeur E5 et d'un chauffage final dans un four ou un échangeur à vapeur d'eau à moyenne pression (15 à 20 bar), E6. 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 120 et 250"C et de préférence entre 15000 et 230"C, à haute pression (10 à 50 bar et de préférence entre 15 et 35 bar) et avec un rapport molaire hydrogène/hydrocarbures, à l'entrée du réacteur inférieur à 0,1.Des catalyseurs connus utilisables sont constitués par exemple d'un support en alumine Y et/ou n de haute pureté renfermant de 1 à 12 % en poids de chlore, et de préférence de 4 à 10%, de 0,05 à 0,6% en poids de platine et de préférence de 0,15 à 0,4% et éventuellement d'autres métaux, de préférence un métal du groupe IV de la classification périodique des éléments, tel que l'étain ou le germanium et de préférence l'étain. Sa teneur est comprise entre 0,01 et 0,4% et de préférence entre 0,015 et 0,125% en poids. Ils peuvent être mis en oeuvre avec une vitesse spatiale de 0,4 à 15 heurtes~1, de préférence de 1 à 5 heures-1. Le maintien du taux de chloration du catalyseur nécessite généralement l'appoint en continu par une ligne 20 d'un composé chloré comme le tétrachlorure de carbone injecté en mélange avec la charge à une concentration de 20 à 1000 parties par million en poids et de préférence de 50 à 30 ppm. Dans ces conditions, une partie des n-butanes est transformée en isobutanes cependant, il reste dans l'effluent sortant du réacteur d'isomérisation par une ligne 13 une proportion importante de n-butanes, qui peut aller jusqu'à environ 60 % en moles et qui est de préférence comprise entre 45 et 60 % en moles. L'effluent de l'étape d'isomérisation (4), après refroidissement, par exemple, par échange thermique avec la charge et l'eau de refroidissement, peut passer dans un séparateur S1 dont la vapeur est recyclée par la ligne 12 à l'entrée du réacteur d'isomérisation I et l'effluent liquide brut sortant par une ligne 14 est envoyé dans une colonne de stabilisation C2. L'étape de stabilisation de l'effluent de l'isomérisation est destinée essentiellement à éliminer l'acide chlorhydrique provenant du catalyseur en même temps que l'hydrogène et les hydrocarbures légers de C1 à C3. La colonne de stabilisation opère en général à une pression de 8 à 20 bar, avantageusement à environ 12 à 15 bar. Le stabilisateur élimine en tête les produits les plus légers ainsi que l'excès éventuel d'hydrogène qui sortent par une ligne 15. Le distillat est partiellement condensé par refroidissement à l'eau dans l'échangeur Eg, le condensat obtenu est recyclé vers la tête du stabilisateur par une ligne 16. L'acide chlorhydrique est suffisamment volatil pour passer en totalité en tête du stabilisateur et est évacué avec les produits gazeux par la ligne 12. Le produit de fond du stabilisateur, exempt d'acide chlorhydrique est recyclé à la pression du stabilisateur par la pompe P2 et une ligne 17 au désisobutaniseur. Selon la figure 2 qui illustre un mode de mise en oeuvre préféré et qui reprend la configuration de la figure 1 avec les mêmes références, le distillat sortant en tête du désisobutaniseur par la ligne 2 est comprimé par un compresseur K (entrainé par un turbodétendeur T) à une pression suffisante (8 à 20 bar) pour qu'il puisse passer efficacement dans la colonne d'adsorption A. De préférence la pression dans cette colonne est de 10 à 20 bar. Avant d'être introduit dans l'adsorbeur A par la ligne 5 le distillat comprimé en phase vapeur est mélangé avec un flux de vapeur, ligne 6, venant du stabilisateur C2 de l'étape (4) d'isomérisation décrit ci-avant. Ce mélange est ensuite surchauffé à une température de 150 à 250"C dans l'échangeur El en amont de l'absorbeur A. Après adsorption des n-butanes dans l'adsorbeur, le flux d'isobutane passe par la ligne 7 vers un turbodétendeur T qui entraîne le compresseur K. La pression du flux d'isobutane est alors détendue à une pression légèrement supérieure, par exemple d'au moins 0,5 bar à la pression d'entrée dans la colonne de déisobutanisation. Une partie du flux d'isobutane est récupéré comme ci-avant tandis que l'autre partie est envoyée par la ligne 10 dans le désorbeur D. Les n-butanes désorbés sont alors à une pression suffisante pour être recyclés à la pression de fonctionnement du désisobutaniseur. Le compresseur K sur la ligne 11 de la figure 1 n'est donc plus nécessaire. Le procédé de l'invention permet d'obtenir, à partir de charges de butanes (environ 50% de n-butane - 50% d'isobutane) un produit présentant plus de 99,5% d'isobutane. L'exemple qui suit, non limitatif, illustre l'invention. EXEMPLE Le procédé faisant l'objet de l'invention est mis en oeuvre dans une installation pilote correspondant au schéma simplifié de la figure 2. La charge est constituée par un mélange de butanes frais et recyclé préalablement désulfuré et séché, ayant la composition molaire suivante CONSTITUANT % Molaire Propane 0,70 Isobutane 41,60 n-Butane 56,60 Butene 1 0,40 Transbutene 2 0,20 Cis butene 2 0,20 n-Pentane 0,30 TOTAL 100,00 Sa teneur en soufre est de 0,5 ppm en poids, sa teneur en eau de 500 ppm en poids. La charge liquide est introduite par la conduite 1 dans la colonne de distillation C1 avec un débit de 1640 kg/h. Simultanément, on injecte dans cette colonne, à un débit moyen de 1060 kg/h, un flux de recyclage issu de la zone de désorption D par la ligne 11. La colonne, remplie d'un garnissage structuré présentant une efficacité d'environ 40 étages théoriques, fonctionne sous une pression de tête de 5 bar avec un taux de reflux de 4,5 par rapport au distillat net. Le ballon de reflux est équipé d'un décanteur permettant d'évacuer une phase aqueuse au point le plus bas.En phase vapeur, on soutire en tête, par la ligne 2, 1300 kg/h de distillat riche en iC4 et renfermant en moyenne 20 % en moles de nC4 et, en bas, on soutire par la ligne 3, 1400 kg/h de liquide renfermant 2 % en moles de iC4. La teneur en eau du liquide de la ligne 3 est comprise entre 0,1 et 0,5 ppm en poids. Le liquide soutiré latéralement en bas de la colonne, repris par une pompe P1 est envoyé par la ligne 3 vers le réacteur d'isomérisation I après appoint d'hydrogène H et préchauffage à une température de 180 "C sous une pression de 20 bar. Le réacteur renferme 1000 litres d'un catalyseur d'isomérisation à base d'alumine ii renfermant 9 % en poids de chlore et 0,3 % en poids de platine. Pour maintenir l'activité du catalyseur on effectue un appoint en continu C de 65 mg/heure de tétrachlorure de carbone dans la charge ce qui correspond à une teneur de 50 ppm en poids. La réaction d'isomérisation est conduite sous une pression moyenne de 20 bar et à une température de 1800C (entrée) à 200"C (sortie).Dans ces conditions, I'effluent hydrocarboné du réacteur d'isomérisation renferme environ 50 % en moles de iC4 et 50 % en moles de nC4. L'effluent complet du réacteur d'isomérisation refroidi est partiellement condensé. Le liquide condensé est envoyé directement par la ligne 14 dans la colonne de stabilisation C2 fonctionnant sous une pression de 12 bar, avec une température d'environ 100 "C au rebouilleur et une température de 30 "C au ballon de reflux. On purge en tête par la ligne 15 un mélange gazeux renfermant essentiellement de l'hydrogène. La fraction de fond renfermant moins de 0,5 ppm en poids de HCI est partiellement soutirée (environ 660 kg/h) en phase vapeur au niveau du rebouilleur par la ligne 6 et le reste est soutiré en phase liquide par la pompe P2.La vapeur est mélangée avec 1300 kg/h de distillat de tête de la colonne C1 comprimé par le compresseur K et arrivant par la ligne 2 et le mélange, préchauffé à une température de 250 "C, est introduit en phase vapeur au bas de l'adsorbeur A par la ligne 5. Celui-ci fonctionne sous une pression moyenne de 12 bar et à une température moyenne de 250 OC pendant la phase d'adsorption qui dure environ 6 minutes. L'adsorbeur renferme 1325 kg de zéolithe 5 sous forme d'extrudés de 1,6 mm de diamètre. A la sortie de l'adsorbeur on récupère par la ligne 7, avec un débit moyen d'environ 1430 kg/h, une vapeur renfermant moins de 0,5 % en moles de n-butane et présentant une pureté en iC4 de plus de 99.5% en moles, qui constitue le produit final. Simultanément le lit d'adsorbant contenu dans l'adsorbeur D, sensiblement de même dimension que celui de l'adsorbeur A et qui a servi dans une phase d'adsorption précédente, est en phase de désorption. Celle-ci est réalisée par abaissement de pression dans le turbodétendeur T de 12 bar à 5,5 bar et injection par le haut du réacteur, à une température de 250 "C et avec un débit moyen de 530 kg/h, d'une partie du produit final d'isobutane (ligne 10). La température du lit d'adsorbant est voisine de 250 "C durant toute la phase de désorption qui dure 6 minutes. L'effluent de désorption soutiré au bas de l'adsorbeur D renferme environ 50 % en moles de nC4. II est recyclé par la ligne 1 1 vers la colonne de distillation Cl. A la fin de chaque période de 6 minutes, les adsorbeurs A et D sont permutés au moyen d'un jeu de vannes, de manière à fonctionner alternativement en phase d'adsorption et de désorption. Le procédé mis en oeuvre en continu dans les conditions décrites précédemment peut fournir un produit d'une pureté d'isobutane comprise entre 99,0 et 99,8% en moles. REVENDICATIONS 1 Procédé d'isomérisation des n-paraffines en isoparaffines dans une charge consistant essentiellement en une coupe C4 hydrocarbonée, caractérisée en ce qu'il comprend - une étape (1) de déisobutanisation à une pression appropriée dans laquelle on alimente une colonne de distillation au moyen de ladite charge et d'un effluent provenant de l'étape (3) de désorption définie ci-dessous et l'on obtient un résidu et un distillat ; ledit distillat étant en partie condensé et la fraction condensée étant en partie recyclée vers la tête de ladite colonne, à titre de reflux liquide - une étape (2) d'adsorption dans des conditions adéquates dans laquelle on envoie dans un adsorbeur garni d'au moins un tamis moléculaire capable de retenir le n-butane, en courant ascendant, I'autre partie du distillat en phase vapeur de l'étape de déisobutanisation, et l'on recueille un flux isobutane sensiblement débarrassé du n-butane ; et - une étape (3) de désorption, alternant avec l'étape (2), et dans laquelle on abaisse la pression dans l'adsorbeur et on fait passer à travers le tamis moléculaire une partie du flux gazeux isobutane prélevé sur le produit de l'étape d'adsorption après l'avoir détendu, I'effluent de cette étape de désorption étant envoyé vers la colonne de déisobutanisation à une pression sensiblement identique à ladite pression appropriée. - une étape (4) d'isomérisation dans laquelle on envoie dans un réacteur d'isomérisation le résidu provenant de l'étape (1) de déisobutanisation, et l'on produit un effluent d 'isomérisation qui est envoyé dans un séparateur dans lequel on sépare une phase vapeur qui est recyclée à l'entrée du réacteur et une phase liquide, qui constitue l'effluent brut 2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel on réalise une étape de compression du distillat entre l'étape (i) et l'étape (2). 3. Procédé selon la revendication 2, dans lequel on effectue une détente par un turbodétendeur du flux gazeux provenant de l'étape d'adsorption et on envoie en phase vapeur dans la zone d'adsorption une partie de l'effluent brut provenant du séparateur, après une étape de stabilisation du dit effluent brut. 4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 dans lequel la coupe C4 est un mélange consistant essentiellement en n-butane et en isobutane. 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, caractérisé en ce que dans l'étape (1) de déisobutanisation on opère à une pression de 2 à 8 bar, entre une température de fond de 25 à 90 "C et une température de tête de 15 à 60 OC, et avec un taux de reflux sur distillat de 2 à 6 de manière que le distillat contienne de 5 à 30 % en moles de n-butane et que le résidu contienne de 0,5 % à 5% en moles d'isobutane. 6. Procédé selon l'une quelconque des revendications 2 à 5, caractérisé en ce que le distillat de l'étape de déisobutanisation est comprimé à une pression de 8 à 20 bar par un compresseur entrainé par le turbodétendeur. 7. Procédé selon l'une quelconque des revendications 2 à 6 caractérisée en ce que la vapeur sortie d'adsorption est détendue à une pression légèrement supérieure à la pression de la colonne de déisobutanisation, dans le tu rbodétendeu r. 8. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 7, caractérisé en ce que, dans l'étape (4) d'isomérisation, on fait passer le résidu de l'étape de déisobutanisation sur une alumine chlorée imprégnée de platine, sous une pression de 10 à 50 bar et à une température de 120"C à 250"C. 9. Procédé selon l'une quelconque des revendications 2 à 8, caractérisé en ce que l'étape (2) d'adsorption, menée à une température de 150 à 300 "C et à une pression de 8 à 20 bar, dure de 2 à 10 minutes. 10. Procédé selon l'une quelconque des revendications 2 à 9, caractérisé en ce que dans l'étape (3) de désorption la pression est abaissée à une valeur légèrement supérieure à la pression de la colonne de déisobutanisation et on fait passer la partie du flux isobutane, prélevée sur le produit de l'étape (2) après détente, à une température de 150 à 300 OC dans la zone de désorption en une proportion correspondant à 0,5 à 1,5 moles d'isobutane par mole de n-butane à désorber, pendant 2 à 10 minutes. 11. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que l'effluent brut de l'étape (4) d'isomérisation est envoyé dans une colonne de stabilisation à une pression de 8 à 20 bar, où sont évacués en tête les produits les plus légers et l'acide chlorhydrique éventuel provenant du catalyseur d'isomérisation et en fond l'effluent brut liquide stabilisé qui est envoyé vers la colonne de déisobutanisation. 12. Procédé selon l'une des revendications 2 à 10, dans lequel l'effluent brut de l'étape (4) d'isomérisation est envoyé dans une colonne de stabilisation à une pression de 8 à 20 bar, où sont évacués en tête les produits les plus légers et l'acide chlorhydrique éventuel provenant du catalyseur d'isomérisation et en fond une partie de l'effluent stabilisé est envoyé en phase vapeur vers l'adsorbeur et l'autre partie en phase liquide est envoyée vers la colonne de déisobutanisation. 13. Procédé selon l'une des revendications 1 à 12 dans lequel l'effluent de l'étape de désorption est recyclé en-dessous du point d'alimentation en la charge de la colonne de déisobutanisation et de préférence en un point situé sensiblement au milieu de la distance entre le plateau d'alimentation en la charge et le dernier plateau en fond de colonne. 14. Un produit à haute pureté d'isobutane obtenu par un procédé selon l'une des revendications 1 à 13.