i 2098298 La présente invention est relative à la conversion de charges hydrocarbonées lourdes en produits hydrocarbonés bouillant plus bas. Plus particulièrement, l'invention vise un procédé de raffinage intégré pour la préparation d'un gisement (c'est-à-dire d'une accumula-5 tion commerciale) d'essence exempte de plomb (dite ci-après "non plombée") à indice d'octane élevé. Des recherches récentes ont indiqué que plus de la moitié de la pollution de l'air dans le monde est due aux gaz d'échappement des véhicules, constitués principalement par des hydrocarbures imbrûlés 10 et de l'oxyde de carbone. On a mis au point des convertisseurs cata-lytiques permettant de convertir plus de 90fo des constituants nocifs des gaz d'échappement. L'efficacité et la stabilité du catalyseur étaient très atteintes lorsque les gaz d'échappement étaient dus à la combustion de carburants au plomb. Par comparaison avec le fonc-15 tionnement du convertisseur catalytique au cours de la combustion d' essences claires, non plombées, la conversion des constituants nocifs et la stabilité du catalyseur baissaient dans une proportion aussi élevée que 50$'. En conséquence, il faut produire de l'essence non pjombée aux fins d'utilisation dans les moteurs à combustion interne. 20 Le plomb est également un polluant de l'atmosphère. Le Japon a subi une augmentation de l'incidence d'empoisonnement par le plomb et a pris des mesures législatives pour réduire de manière significative la quantité de plomb présente dans les essences utilisées comme carburants. 25 L'une des conséquences naturelles de 1'élimination du plomb de l'essence utilisable comme carburant est que les opérations de raffinage du pétrole doivent être modifiées pour produire des quantités volumineuses de carburants non plombés, ayant un indice d*octane élevé. La réformation catalytique est un procédé de raffinage bien . connu, 30 capable de significativement améliorer l'indice d'octane des fractions bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essence. Dans ce procédé, les principales réactions d'amélioration de l'indice d'octane sont la déshydrogénation des naphtènes, la déhydroisomérisation des naph-tènes et la déhydrocyclisation des paraffines. La déshydrogénation 35 des naphtènes est extrêmement rapide et constitue la principale réaction d'amélioration de l'indice d'octane. Avec les alcoyl naphtènes à cinq chaînons, il est nécessaire d'effectuer une isomérisation pour obtenir un naphtène ayant un cycle à six chaînons, suivie de déshydro- 71 24796 2 2098298 génation en hydrocarbure, aromatique. On r.éalise 1'aromatisation des paraffines par déhydroçyclisation de paraffines à chaîne linéaire ayant au moins six atomes de carbone par molécule» Cette dernière réaction est limitée, dans les opérations de réformation catalytique, 5 car la concentration en composés aromatiques croît dans la zone de réformation, abaissant ainsi le taux de déhydrocyclisation supplémentaire. En conséquence, des paraffines n'ayant pas réagi, à indice d1 octane relativement bas, sont présentes dans l'effluent catalytique-ment réformé, et oirt pour effet de réduire son indice d'octane global 10 Dans des conditions opératoires relativement très rigoureuses, les hydrocarbures paraffiniques présents dans la zone de réformation su-' bissent un craquage. Bien que cela élève partiellement l'indice d'oc-; tane du produit bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essence, il y a production substantielle de substance normalement^ gazeuse. En rai 15 son du fait que de l'hydrogène est présent dans la zone de réaction, la substance gazeuse légère est à peu p-rès complètement saturée et comprend^ principalement, du méthane, de l'éthane, du propane et du butane. • Lôrsque les conditions de réformation sç.nt relativement, peu ri-•20 goureuses, il y a diminution du craquage des paraffines, avec pour résultat qu'il y a productiond'une quantité accrue de composés saturés a bas indice d'octane. Pour élever 1'indice d'octane du gisement d'essence, il; est nécessaire soÂt'd.' ajputer du plomb-, soit de -. soumettre les composés saturés à bas indice d'octane à un autre trai-25 tement,. On peut améliprer l'iudic-p d'P 71 24796 3 2098298 production d'un gisement d'essence non plombée, à haut indice d'octane, avec un rendement élevé en produit liquide. La présente invention a pour but principal de convertir des distillats hydrocarbonés plus lourds que l'essence en produits hy-5 drocarbonés à point d'ébullition plus bas, bouillant dans la gamme d' ébullition de l'essence. L'invention a également pour buts: de produire un gisement d'essence non plombée, à indice d'octane élevé, utilisable comme carburant, et de produire un rendement liquide élevé en gisement d'essence non plombée ayant un indice d'octane élevé. 10 En conséquence, la présente invention a pour objet un procédé de préparation d'un gisement d'essence non plombée, à indice d'octane élevé, caractérisé en ce que: (a) on fait réagir une charge plus lourde que l'essence avec de l'hydrogène, dans une zone de réaction d'hy-drocraquage catalytique, obtenant ainsi un effluent de produit hydro-15 craqué comprenant des produits bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essence ainsi que des produits hydrocarbonés plus légers, (b) on sépare l'effluent de produit hydrocraqué résultant, en une première phase vapeur à peu près complètement saturée et un courant de produit normalement liquide, bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essen-20 ce, (c) on fait réagir au moins une partie du courant liquide et de l'hydrogène dans une zone de réformation catalytique fonctionnant dans des conditions peu rigoureuses, afin de convertir les hydrocarbures naphténiques en hydrocarbures aromatiques, (d) on sépare le produit de réformation afin d'obtenir un courant de composés aroma-25 tiques, un courant de composés saturé normalement liquides et une seconde phase vapeur a peu près complètement saturée, (e) on fait réagir au moins une partie du courant de composés saturés normalement liquide, dans une zone de réaction de craquage de composés saturés, obtenant ainsi un couTant de liquide bouillant dans la gamme d'ébul— 30 Iition de l'essence et une phase vapeur à peu près complètement insaturée, (f) on fait réagir au moins une partie de la phase vapeur insaturée avec au moins une partie desdites première et seconde phases vapeur saturées, dans une zone de réaction d'alcoylation, obtenant ainsi un courant de produit d'alcoylation normalement liquide, bouil-35 lant dans la gamme d'ébullition de l'essence et (g) on recueille le courant d'essence de craquage et le courant d'essence d1 alcoylation à titre dudit gisement d'essence non plombée, à indice d' octane élevé. 71 24796 4 2098298 D'autres modes de mise en oeuvre de l'invention mettent en jeu l'utilisation de divers catalyseurs, de diverses conditions opératoires et de diverses techniques de traitement. Selon un mode de mise en oeuvre, on sépare les première et deuxième phases vapeur saturées 5 afin d'obtenir une fraction de butane dont on fait réagir au moins une partie avec au moins une partie de la phase vapeur insaturée , dans ladite zone de réaction d'alcoylation. Selon un autre mode de mise en oeuvre, on sépare la phase vapeur insaturée afin d'obtenir une fraction de propylène et une fraction de butylène, et on fait réa-10 gir cette dernière avec les première et seconde phases vapeur dans la zone de réaction d'alcoylation. Selon un mode de mise en oeuvre particulièrement préféré, on sépare le butane en butane normal et en isobutane. On fait réagir le butane normal avec de l'hydrogène, dans une zone de réaction d'isomérisation, afin d'obtenir des isomères d'iso-15 butane. D'autres buts, avantages et caractéristiques de l'invention apparaîtront dans la description détaillée de l'invention qui va suivre. Comme précédemment indiqué, le procédé de raffinage "intégré selon la présente invention comprend une zone d'hydrocraquage, une zone 20 de réformation catalytique, une zone de craquage des composés saturés et une zone de réaction d*alcoylation. En outre, selon d'autres modes de mise en oeuvre, le procédé, dans son ensemble, comprend une zone de réaction d'isomérisation ainsi qu'une zone d'extraction au solvant. Pour bien comprendre le procédé de raffinage intégré selon la présen-25 te invention, il convient de décrire brièvement les charges, zones de réaction et zones de séparation utilisées dans un ou plusieurs mode(^ de mise en oeuvre du procédé selon l'invention. Les charges sont constituées par des fractions et/ou distillats pour lourds que l'essence. Par "hydrocarbures bouillant dans la gamme 30 d'ébullition de l'essence" on veut désigner les hydrocarbures ayant un point d'ébullition initial d'environ 38 à 52°C et un point d'ébullition final d'environ 204 à 232®C. Les charges ainsi visées ont un point d'ébullition initial supérieur à 204°C, environ. Le point d' ébullition final des charges est d'environ 566°C, ou moins, considéré 35 d'une façon générale comme étant la température à laquelle la distillation peut être effectuée sans craquage thermique. Les hydrocarbures bouillant au-dessus d'une température de 566°C, considérés dans la technique comme des "huiles noires", ne conviennent pas car ces subs 71 24796 5 2098298 tances sont principalement des asphaltènes noh. tustillables. Les charges appropriées pour être traitées dans i rii.£itaiiaiion d'hydro-craquage comprennent les fractions de kérosène, les gas-oils légers bouillant au-dessus d'une température d'environ 316°C, les gas-oils 5 lourds ou sous vide"bouillant jusqu'à une température d'environ 566° C ainsi que leurs fractions intermédiaires ou se chevauchant et que leurs mélanges. En ce qui concerne les hydrocarbures bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essence, "naphta léger" désigne, d'une façon générale, un mélange d'hydrocarbures concentré en hydrocarbures 10 de cinq et six atomes de carbone par molécule. Les naphtas légers peuvent être recueillis directement à partir d'une installation de distillation de brut et ont un point d'ébullition final d'environ 79-à 93°C. "Naphta lourd" désigne un mélange d'hydrocarbures ayant un point d'ébullition initial d'environ 82°C et un point d'ébullition 15 final d'environ 204 à 232°C, et comprend principalement les hydrocarbures de 7 atomes de carbone, ou plus, par molécule. La zone de réaction d'hydrocraquage transforme les constituants plus lourds que l'essence en produits normalement liquides, bouillant plus bas, bouillant, dans la gamme d'ébullition désirée de l'essence. 20 Les réactions désirées péuvent être effectuées dans un dispositif à stade unique ou à stades multiples. Les fractions plus lourdes provenant d'huiles brutes sont souillées par des quantités substantielles de composés soufrés et azotés. En conséquence, l'un des stades du système d'hydrocraquage global est constitué, d'une façon générale, 25 par une zone de réaction d'hydroraffinage dans laquelle les composés soufrés ou azotés sont transformés en hydrogène sulfuré, ammoniac et hydrocarbures, ces derniers étant ensuite hydrocraqûés pour obtenir les constituants d'essence bouillant plus bas. D'une façon générale, on effectue la réaction d'hydrocraquage 30 à une pression élevée, d'environ 35 à 341 atmosphères et, mieux, de 103 à 205 atmosphères. De l'hydrogène circulant est mélangé à la charge envoyée vers la zone de réaction d'hydrocraquage, en une proportion d'environ 535 à 8920 volumes d'IL,» à 15°C, 1 atmosphère, par volume de charge à 15°C, ou vol/vol, et, plus souvent, d'environ 892 35 a 3570 vol/vol. L'hydrogène et la charge viennent en contact avec le catalyseur à une vitesse spatiale horaire liquide, ou YSHL, d'environ 0,25 à 5 et, mieux, d'environ 0,5 à 3. La VSHL est le volume, par heure, de charge liquide à 15°C, par volume de "catalyseur dans la zo- BAD ORIGINAL 71 24796 2098298 ne de réaction. Comme la majorité des réactions effectuées sont de nature exothermique, la température croît dans le lit de catalyseur. La température maximale du lit de catalyseur est, d'une façon générale, comprise entre 371 et 482°C et peut être réglée par l'utilisa-5 tion de courants dé refroidissement classiques. Divers constituants de l'effluent de produit hydrocraqué , bouillant au-dessus du point d'ébullition final désiré de l'essence à produire, peuvent être recyclés et réunis à la charge fraîche, pour être à nouveau soumis à une conversion. Le rapport de charge combinée,(charge fraîche + re-10 cyclage) divisé par la charge fraîche, peut être compris entre 1,1 et 6, bien qu'un rapport compris entre 1,5 et 3 soit préférable. Le catalyseur d'hydrocraquage ést un produit composite dlin support poreux et d'un ou plusieurs constituants métalliques catalyti-quement actifs choisis, d'une façon générale, parmi les métaux des 15 Groupes V-B, YI-B et VIII de la Table Périodique de Mendeleev (classification des E.U.A.^.Le support poreux peut être de nature amorphe ou zéolitique, ce dernier type comprenant des aluminosilicates cristallins bien connus tels que la faujasite où la mordénite. Les supports préférés sont ceux comprenant de l'alumine et de la silice, 20 avec une concentration en silice d'environ 10 à 90%, en poids. Les constituants métalliques catalytiquement" actifs sont choisis parmi le vanadium, le niobium, le tantale, le chrome, le molybdène, le tungstène, le fer, le cobalt, le nickel, le ruthénium, le rhodium, le palladium, l'osmium, l'iridium et le platine. Les métaux du Groupe 25 VI-B sont utilisés en une concentration d'environ 4 à 30$, en poids, tandis que les métaux du firoupe V-B et du groupe du fer sont utilisés en une concentration plus basse, d'environ 1 à, 10%, en poids. Les métaux nobles du Groupe VIII, en particulier le platine et/ou le palladium, lorsqu'ils sont utilisés, représentent d'environ 0,2 à 2,0% du 30 poids du catalyseur. Il est préférable, dans le procédé selon la présente invention, d'utiliser un dispositif d'hydrocraquage à étages"multiples. Le premier étage contient un catalyseur d'environ 1,8%, en poids, de nickel et 16,0%, en poids, de molybdène associé à un support silice-alumine 35 contenant 37,0%, en poids, de silice. Les composés soufrés et azotés sont séparés et un certain degré d'hydrocraquage de la charge en produits bouillant plus bas est effectué. Dans le second étage, le catalyseur préféré comprend environ 5,0%, en poids, de nickel associé BAD ORIGINAL 71 24796 7 2098298 à un support faujasitique, zéolitique à 90,0J;5 en poids. La charge envoyée vers la zone de réformation catalytique provient, d'une façon générale, d'au moins deux sources. La plus grande proportion de la charge est l'effluent bouillant dans la gamme d' 5 ébullition de l'essence provenant de la zone de réaction d'hydrocraquage. Une seconde source est constituée par les fractions de naphta provenant de l'huile brute initiale. Comme ces dernières sont, d'une façon générale, souillées par des composés soufrés et azotés, elles sont habituellement traitées dans une zone d'hydroraffinage. Les ca-10 talyseurs utilisés dans l'installation de réformation comprennent un support d'oxyde minéral réfractaire contenant un constituant métallique réactif, habituellement choisi parmi les métaux nobles du Groupe VIII. Les progrès récents effectués dans le domaine de la réformation catalytique ont indiqué que l'activité et la stabilité du catalyseur 15 sont améliorées par l'addition d'un constituant métallique du Groupe VII-B ou IV-A, en particulier le rhénium et/ou le germanium. Les supports poreux sont, par exemple, l'alumine, des aluminosilicates cristallins tels que les faujasites, ou la mordénite, ou des associations d'alumine et d'aluminosilicates cristallins. D'une façon générale, 20 les constituants métalliques préférables sont le ruthénium, le rhodium, le palladium, l'osmium, l'iridium, le platine, le rhénium et le germanium. Ces constituants métalliques représentent d'environ 0,01 à 2,0/o du poids du catalyseur. Les catalyseurs de réformation peuvent également contenir un halogène combiné, choisi parmi le fluor, le 25 chlore, le brome, l'iode et leurs mélanges. Les conditions de réformation comprennent une température d'environ 427 à 593°C et, mieux, d'environ 454 à 566°C, une V8HL de 0,5 à 15 et, mieux, de 1 à 5, un rapport molaire hydrogène/hydrocarbure compris entre 1/1 et 20/1, environ, et une pression d'environ 7,8 à 30 103 atmosphères. Comme de l'hydrogène est habituellement produit dans l'installation de réformation, il entre dans le cadre de l'invention que cet excès d'hydrogène soit utilisé dans la zone de réaction d1 hydrocraquage consommant de l'hydrogène, à titre d'hydrogène de recharge. 35 La zone de réformation catalytique selon la présente invention fonctionne dans des conditions opératoires relativement peu rigoureuses. Par "conditions opératoires relativement très rigoureuses" on veut désigner une température élevée, ou une vitesse spatiale faible, r Bad original 71 24796 2098298 ou les deux. Bien que la zone de réformation utilisée dans.le procédé selon la présente invention nîélève pas nécessairement l'indice d'octane de la charge jusqu'à la valeur qu'on finit par atteindre en ce qui concerne le gisement, l'indice d'octane de la charge est amélio-5 ré de façon substantielle. Par "conditions de réformation peu rigoureuses" on veut désigner un procédé de réformation dans lequel des quantités importantes de naphtènes sont déshydrogénées en composés aromatiques à indice d'octane élevé, tandis que la déhydrocyclisation et le craquage des hy-10 drocarbures paraffiniques sont à peu près complètement inhibés. On peut définir les opérations de réformation peu rigoureuses en disant qu'on produit d'environ 80 à 100 moles de composés aromatiques pour 100 moles de naphtènes dans la charge, tandis qu'on produit moins de 40 moles de composés aromatiques pour 100 moles d'alcanes. Lorsqu'on 15 détermine le degré de conversion des naphtènes en composés aromatiques (déshydrogénation) et des alcanes en composés aromatiques (déhydrocyclisation), on suppose qu'une quantité relativement faible de naphtènes sont craqués ou d'une autre manière convertis en hydrocarbures autres que des hydrocarbures aromatiques, et qu'une partie ma-20 jeure des alcanes qui disparaissent sont convertis en hydrocarbures aromatiquesf-tin peu de naphtènes et d'alcanes de poids moléculaire plus élevé étant convertis en constituants normalement gazeux, de bas poids moléculaire. La zone de craquage des composés saturés peut comprendre une 25 installation de craquage catalytique ou thermique. Selon le schéma de fonctionnement préféré, une fraction de composés aromatiques est recueillie à partir du produit de réformation, mais l'effluent tout entier peut être introduit dans la zone de craquage des composés saturés. La zone de craquage des composés saturés doit être capable de 30 craquer sélectivement les composés saturés de la charge en hydrocarbures de poids moléculaire plus bas, avec production minime de gaz secs tels que le méthane, l'éthane, l'éthylène ou l'acétylène, et production maximale de propane, propylène, butanes, butylènes et d* essence de craquage. Le craquage des composés saturés produit de 1' 35 essence de craquage ainsi que des hydrocarbures légers à partir des précurseurs de composés aromatiques non convertis dans la zone de réformation. Ces précurseurs de composés aromatiques, par exemple les alcanes, sont dus aux conditions opératoires peu rigoureuses dans 1' 71 24796 9 2098298 installation de réformation. Cela a pour résumai un avantage global du point de vue du rendement liquide dans le d'essence- d' indice d'octane élevé. Les hydrocarbures légers produits dans la zons de craquage des 5 composés saturés comprennent du propane, du propylène, du butane normal et de 1'isobutane, du butène normal et de 1"isobutène, des penta-nes et des pentènes. Ces produits constituent d'excellentes charges pour d'autres procédés susceptibles de produire des constituants de l'essence, tels que des aminés, esters, éthers, eétones, paraffines 10 à chaîne- ramifiée et alcools. De préférence, on considère les pen-tanes et hydrocarbures plus lourds comme faisant partie de l'essence de craquage, et on les introduit, en tant que tels, dans le gisement d'essence à indice d'octane élevé. Le restant de la portion oléfini-que des hydrocarbures convient particulièrement à la conversion en 15 les constituants d'essence précédemment décrits, tandis que la portion paraffinique de l'effluent de la zone de craquage des composés saturés, contenant une quantité relativement élevée d'isomères à chaîne ramifiée, convient à la préparation d'essence d'alcoylation. Comme exemples représentatifs de constituants d'essence, consi-20 dérés isolément, pouvant être obtenus à partir des hydrocarbures légers émanant de la zone de craquage des composés saturés, on citera des alcools tels que l'alcool méthylique, éthylique, isopropylique, isobutylique, tert.butylique, isoamylique et tert.amylique et l'hexa-nol, des aminés telles que l'isopropyl, n-butyl, diéthyl et triéthyl' 25 aminé, des acétates tels que l'acétate de méthyle, d'éthyle, d'isopro-pyle et d'isobutyle, ainsi que l'oxyde de propylène, l'éther n-pro-pylique, l'éther isopropylique, l'éther isoamylique, la méthyl éthyl cétone, la diéthyl cétone, ainsi que les produits d1alcoylation en C^ et C^. Selon la présente invention, les butylènes et butanes sont uti-30 lisés comme charge envoyée vers une zone de réaction d1alcoylation; le traitement du concentré de propylène met en jeu soit une hydrolyse, pour produire de l'alcool isopropylique, soit une alcoylation pour produire un produit d'alcoylation en C^. La zone de craquage des composés saturés nécessite l'utilisation 35 de catalyseurs très actifs et d'une température élevée. La température préférée est d'environ 454 à 649°C. Un paramètre opératoire important, pour la production choisie de quantités importantes de propylène et de butylène est le temps de contact entre la charge de la zone r ®ad original 71 24796 10 2098298 de craquage de,s composés saturés ,et le catalyseur qui y est contenu. Lorsqu'il s'agit d'une opération, de craquage à lit fixe qui, d'une façon générale, comprend une marche sans recyclage, le rapport pondéral d'oléfines à composés saturés est presque directement fonction de 5 la vitesse spatiale. L'accroissement de la vitesse spatiale de la charge accroît la quantité d'hydrocarbures oléfiniques produite. Lorsqu'il s'agit d'un craquage catalytique de type fluidisé, la vitesse spatiale est, habituellement, la vitesse spatiale horaire pondérale, ou VSHP, définie cpmme le poids de charge par heure par poids de ca-10 talyseur dans la zone de réaction. Par rapport à la charge d'huile brute, une VSHP supérieure à 10 environ est préférable, la limite supérieure étant d'environ 25. Lorsque la conversion de la charge traitée dans la zone de craquage des composés saturés est relativement basse,, une partie de l'effluent peut être recyclée afin de poursuivre 15 la conversion en prppylène et en butylènes. Les catalyseurs de craquage utilisables dans la zone de craquage des composés saturés comprennent des mélanges silice-alumine, silice-magnésie, silice-zircone et divers aluminosilicates cristallins qui ont une activité de craquage élevée. Les aluminosilicates cristallins 20 sont préférables, mais peuvent être utilisés avec le type amorphe, moins actif. L'aluminosilicate cristallin peut £tre naturel ou préparé par synthèse, et est, par exemple, la faujasité, 'la mordénite, les tamis moléculaires de type A, de type U et autres tamis moléculaires. Des métaux peuvent être ajputés à la base, par échange d'ions ou im-25 prégnation. Ces métaux combinés comprennent les métaux de terres rares, les métaux alcalins, les métaux alcalino-terreux, les métaux du Groupe VIII, les métaux du Groupe V-B, etc.. Bien qu'il produise des quantités plus élevées d'hydrocarbures plus légers, le craquage des composés saturés peut être effectué 30 thermiquement. Les conditions de craquage thermique comprennent une pression de 1 à 35 atmosphères, une température d'environ 482 à 816°C. Pour la conversion du courant liquide de composés,saturés, le craquage catalytique est préférable. Bien que la partie normalement gazeuse de l'effluent de la zone 35 de craquage des composés saturés puisse être introduite tout entière dans la zone d'alcoylation, le protocole opératoire préféré consiste à séparer ces gaz insaturés afin de recueillir le butylène et le propylène. Le propylène est utilisé pour la préparation d'un produit d' 71 24796 n 2098298 alcoylation en ou d'alcool isopropylique, pour la préparation d' isopropylbenzène par condensation, ou de tétramère par polymérisation. Il est préférable d'envoyer le propylène comme charge vers une installation d'hydrolyse, pour la préparation d'alcool isopropylique, 5 ou de l'utiliser en association avec du butylène pour la préparation d'essence d'alcoylation. De même, bien que les phases gazeuses saturées provenant tant de la zone d'hydrocraquage que de la zone de réaction de réformation puissent être introduites directement dans la zone d'alcoylation, selon un protocole opératoire préféré on sépare 10 les phases gazeuses saturées, afin de recueillir le butane et le propane. Le mieux, est d'utiliser le propane comme constituant de mélange pour gaz de pétrole liquéfié (GPL). Selon un mode de mise en oeuvre, le butane est ensuite séparé en butane normal et en isobutane. Le butane normal est isomérisé pour produire des quantités supplémen-15 taires d'isobutane, et 1'isobutane est utilisé comme charge vers la zone d'alcoylation. La zone de réaction d'alcoylation peut être constituée par tout dispositif de réaction utilisant un catalyseur acide, par exemple un dispositif catalysé par le fluorure d'hydrogène, on un dispositif de 20 réaction utilisant un halogénure de bore en lit fixe. L'alcoylation au fluorure d'hydrogène est préférable. En résumé: on effectue la réaction d'alcoylation en présence d'une quantité suffisante d'IEF pour que le rapport en volume catalyseur/hydrocarbure, dans la zone de réaction, soit compris entre 0,5 et 2,5, environ. D'ordinaire, 25 on ajoute du fluorure d'hydrogène anhydre comme catalyseur frais; toutefois, il peut contenir jusqu'à 10^ d'eau, ou plus. D'une façon générale, il faut éviter une dilution excessive à l'eau, car elle a tendance à réduire l'activité d1alcoylation du catalyseur et, en outre, pose des problèmes de corrosion. Pour réduire la tendance qu'a 30 la partie oléfinique de la charge de subir une polymérisation avant 1'alcoylation, il est désirable que, dans un réacteur d'alcoylation, la proportion molaire d1isoparaffines à hydrocarbures oléfiniques soit maintenue à une valeur supérieure à 1/1 et, de préférence, comprise entre 3/1 et 15/1, environ. 3 5 Les conditiohs de la réaction d'alcoylation, telle que catalysée par le fluorure d'hydrogène, comprennent une température de -18°C à 93°C et, mieux, d'environ -1 à 52°C, et une pression suffisante pour maintenir les hydrocarbures et le catalyseur en phase à peu près li 71 24796 '2 2098298 quide , d'environ 1 à 40 atmosphères. Le temps de contact, au sein de la zone de réaction d'alcoylation est exprimé, de façon appropriée, en espace-temps, défini comme le volume du catalyseur contenu dans le réacteur divisé par le débit, en volume, par minute d'hydrocarbure 5 chargé dans le réacteur. Habituellement, l'espace-temps est inférieur à 30 minutes et, mieux, inférieur à environ 15 minutes. On peut également utiliser une installation à lit fixe, utilisant un halogenure de bore comme catalyseur, par exemple le trifluo-rure de bore. La quantité de trifluorure de bore est relativement 10 faible, généralement non supérieure à environ 1,0 g de trifluorure de bore par molécule-gramme d'hydrocarbure oléfinique. La zone de réaction d'alcoylation contient un lit fixe d'oxyde minéral modifié par du trifluorure de bore, choisi parmi divers oxydes minéraux parmi lesquels on citera l'alumine, la silice, l'oxyde de bore, les oxydes 15 de phosphore, l'oxyde de titane, la zircpne, l'oxyde de zinc et les mélanges de deux de ces oxydes, ou plus. Les conditions opératoires comprennent une température d'environ 0 à 250°C et une pression d'environ 15 à 200 atmosphères, ou plus, suffisante pour maintenir le mélange réactionnel à peu près en phase liquide. La VSHL peut varier de 20 0,1 à 20. Un protocole opératoire préféré consiste à séparer une phàVe gazeuse saturée à la fois de la zone de réaction d'hydrocraquage et de la zone de réaction de réformation, afin de recueillir le butane. Outre le butane, la zone de séparation des gaz saturés permet de re-25 cueillir un courant riche en hydrogène qu'on peut recycler vers les zones d'hydrocraquage et de réformation, un courant de gaz combustible de méthane-éthane et du propane, utilisable comme GPL. Le butane peut être introduit directement dans la zone de réaction d'alcoylation bien que, selon un mode de mise en oeuvre préféré, on le sépare 30 en isobutane, aux fins d'alcoylation, et en butane normal utilisé comme charge dans la zone d'isomérisation, Le procédé d'isomérisation utilise un catalyseur à lit fixe constitué par un support d'oxyde minéral réfractaire, un constituant métallique du Groupe VIII et un ha-logénure métallique de type Priedel-Crafts. Comme indiqué précédemmaifc, 35 on peut utiliser divers oxydes minéraux réfract^ires, bien que la gamma-alumine préparée par synthèse soit préférable. D'une façon générale, le métal noble du Groupe VIII est présent en une quantité d' environ 0,01 à 2%, en poids, et est de préférence le platine ou le 71 24796 13 2098298 palladium. Comme exemples d'halogénures métaixiques appropriés on citera le chlorure d'aluminium, le bromure d'aluminium, le chlorure ferrique, le bromure ferrique, le chlorure de aine, le chlorure de béryllium, le chlorure de gallium, le tétrachlorure de titane, le 5 chlorure de zireonium et le chlorure stannique. La quantité d'halogé-nure métallique est d'environ 2 à 25%, en poids. Les conditions opératoires, pour une opération typique à lit fixe et à écoulement descendant, comprennent une température d'environ 100 à 300°C et, mieux, d'environ 150 à 275°C, une pression d'environ 10 4,4 à 103 atmosphères, un rapport molaire H^/hydrocarbure compris entre 0,25/1 et 10/1 et une YSHL d'environ 0,25 à 10 et, mieux, de 0,5 à 5.Les produits de la réaction sont séparés de l'hydrogène qu'on fait recycler, et sont fractionnés et séparés pour produire le produit de réaction désiré. Le produit de départ recueilli est également 15 recyclé de manière que le rendement global du procédé soit élevé. Un mode de mise en oeuvre préféré consiste à séparer le produit de réformation en composés aromatiques et non aromatiques. Tout mode de séparation est utilisable, mais l'extraction au solvant donne de bons résultats. 20 Le procédé d'extraction au solvant utilise un solvant ayant une sélectivité et un pouvoir solvant plus élevé vis-à-vis des constituants aromatiques que vis-à-vis des constituants paraffiniques contenus dans l'effluent de produit réformé. Les solvants sélectifs comprennent des alcools, des glycols, des éthers et autres solvants or-25 ganiques. Les solvants particulièrement préférés sont de type sulfo-lane, le sulfolane étant préférable. La sélectivité, vis-à-vis des composés aromatiques, des solvants préférés peut être améliorée par l'addition d'environ 0,5 à 20fo d' eau, en poids et, mieux, d'environ 2 à 15/<>, en poids, d'eau. 30 Les conditions, dans la zone d'extraction, comprennent une pres sion suffisante pour maintenir la charge et le solvant en phase liquide, jusqu'à environ 28 atmosphères, et, mieux, d'environ 4,4 à 11,2 atmosphères, et une température d'environ 27 à 204°C et, mieux, d'environ 66 à 149°C. 35 On utilise également des dispositifs de distillation extractive ainsi que des dispositifs de récupération du solvant. Au dessin annexé, donné uniquement à titre d'exemple, la Fig. unique illustre un mode de mise en oeuvre préféré de l'invention. 71 24796 14 2098298 L'illustration est présentée sous la forme d'un schéma de fonctionnement comportant tin certain nombre de cases, chaque case représentant une étape particulière du procédé. Seuls les courants principaux nécessaires pour illustrer les communications et actions entre les di-5 verses zones sont représentés. C'est ainsi que divers conduits de recyclage et courants de gaz évacués ont été éliminés. On décrira le dessin en prenant pour exemple une installation à l'échelle industrielle conçue pour produire de l'essence ayant un indice d'octane clair de 95 à partir de 662 m3/heure d'une huile bru-10 te bouillant dans toute l'étendue de la gamme, ayant une densité d'environ 0,828 à 15,6°C/15,6°C, et contenant environ 0,3%, en poids, de S. Du butane normal, à raison de 331 m3/héure , et de l'isobutane, à raison de 132 m3/heure, sont fournis à partir d'une source externe. On n'a pas illustré au dessin la séparation initiale de l'huile bru-15 te, par des techniques de distillation et de séparation sous vide, donnant 35,8 m3/heure d'un résidu asphaltique, 35,5 m3/heure d'un combustible pour soute No.6 à faible teneur en soufre, 18,0 in3/heure * , V. d'une huile combustible No.2 et 20,5 m3/heure de kérosène pour lampes à pétrole. Sur les 552 m3/heure restant, 352 m3/heure constituent la 20 charge envoyée vers la zone d'hydrocraquage du procédé selon l'invention et 200 m3/heure constituent le produit de tête de distillation de l'huile brute. Ce courant de tête contient-le s hydrocarbures bouillant au-dessous d'une température d'environ 204°C et est réuni aux 463 m3/heure de butane et d'isobutane provenant de l'extérieur. 25 Le courant de tête provenant de l'installation de distillation du brut est initialement introduit dans un appareil de débutanisation d'où un courant en C^ et moins, contenant une quantité mineure de pentanes, est retiré à raison d'environ 70,3 m3/heure. Un courant de queues, constitué principalement par des hydrocarbures bouillant dans 30 la gamme des composés en C,_ à 204°C, passe dans une colonne de séparation, et on recueille ainsi 145,8 m3/heuré d'une fraction de naphta bouillant dans la gamme d'ébullition de l'heptane à 204°C, qui constituera une partie de la charge envoyée vers la zone de réformation catalytique. Le concentré en C^/C^, à raison de 30,7 m3/heure, 35 fait partie de la charge envoyée vers la zone de craquage des composés saturés. Comme la charge qu'on destine à la zone de réaction de réformation contient des quantités nuisibles de composés soufrés et azotés, on la soumet tout d'abord à un hydroraffinage, de sorte que 71 24796 15 2098298 les impuretés sont converties en hydrogène sulfuré, en ammoniac et en hydrocarbures. bouij-lg-np En se référant au dessin: les 352 m3/heure de substance/à 204°C au-dessus et/provenant de la colonne de distillation du brut sont introduits 5 dans une zone d'hydrocraquage 2, par un conduit 1. Dans la présente illustration, la zone d'hydrocraquage 2 est un dispositif à deux étar-ges fonctionnant en écoulement en série, les composés soufrés et azotés étant convertis en hydrogène sulfuré et en hydrocarbures dans le premier étage, et une certaine conversion en hydrocarbures bouillant 10 plus bas y étant effectuée. Au second étage a lieu un hydrocraquage supplémentaire en substance bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essence. Le catalyseur du premier étage est constitué, en poids, par 1,8% de nickel et 16,0% de molybdène avec un support amorphe d? alumine-silice comprenant 37,0%, en poids, de silice. On mélange la charge avec environ 1783 vol/vol d'H^ et on la fait passer dans la zone de réaction 2 à une température d'environ 343°C, à une pression d'environ 144 atmosphères et à une VSHL d'environ 1,63. L'élévation de température dans le réacteur est de 56°C. L'effluent est retiré à une température d'environ "3"99°'C , est utilisé comme milieu d'échange thermique, ce qui le refroidit à 371°C, avant de passer dans le second étage. Le catalyseur du second étage est constitué par 5,0%, en poids, de nickel associé à un support d'aluminosilicate cristallin, zéolitique à environ 93,0?i en poids (faujasite). La pression opératoire est d'environ 140 atmosphères, la VSHL de la charge fraîche est d'environ 0,90 et on ajoute environ 712 vol/vol d'H^, par rapport à la charge fraîche, à titre de courant de refroidissement afin de limiter l'élévation de température à environ 11°C. L'effluent du second étage est utilisé comme milieu d'échange thermique, refroidi à environ 38°C et séparé , dans un séparateur, à 137 atmosphères, pour obtenir une phase gazeuse riche en hydrogène et une phase principalement liquide. On peut soumettre la phase gazeuse à un ou plusieurs traitements afin de séparer l'hydrogène sulfuré ainsi que les hydrocarbures légers, saturés, afin d'accroître la concentration en hydrogène avant de faire recycler celui-ci vers le premier étage du dispositif. La phase principalement liquide est séparée en divers courants de constituants, et la substance hydrocarbonée bouillant au-dessus de 204°C est recyclée afin qu'elle se réunisse à 1' effluent du premier étage, fournissant ainsi un rapport combiné de r BAD ORIGlhtQ 71 24796 2098298 charge vers le second étage d'environ 1,60. La consommation globale d'hydrogène est de 3,48%, en poids, ou 377 vol/vol par rapport à la charge fraîche envoyée vers le premier c'tage. La répartition et les rendements des produits finals sont rapportés au tableau 1. 5 TABLEAU I: Rendement d'hydrocraquage, et répartition des produits ' Constituants Poids % Volume % Ammoniac 0,18 - Hydrogène sulfuré 1,06 - 10 Méthane 0,32 - Ethane 0,46 - Propane 3,19 - Isobutane - 13,85 N-Butane - 5,94 15 Pentane/Hexane - 30,22 Heptane à 204°C - 77,20 Les butanes et hydrocarbures plus légers (à l'exclusion de l'hydrogène sulfuré et de l'ammoniac) sont retirés par un conduit 7 et passent, par un conduit 6, dans une zone de séparation 8 des gaz satu-2D rés. La fraction heptane à 204°C passe,par un conduit 3, dans une zone de réformation catalytique 5, en mélange avec le courant de naphta de distillation directe hydroraffiné provenant de la colonne de distillation du brut, dans un conduit 4; la charge totale de naphta liquide vers la zone de réformation 5 est de 408 m3/heurè dont 271 m3/ 25 heure sont constitués par du naphta hydrocraqué provenant du conduit 3. Le concentré de naphta léger hydrocraqué de pentane/hexàne, en une quantité de 106 m3/heure, peut être inclus comme partie de la charge liquide envoyée vers la zone de réformation 5. Toutefois, comme il a un indice d'octane de recherche (IOR) d'environ 84,7, un dis-30 positif préféré, non représenté, recueille ce courant sous forme de produit séparé à partir de la zone d'hydrocraquage 2, et l'introduit dans un gisement d'essence non plombée 13. La zone de réformation catalytique 5 produit des quantités maximales de produit de réformation normalement liquide ayant un I0R d'en-35 viron 92,0. Ce courant de produit doit comprendre les pentanes et hydrocarbures plus lourds, bouillant dans la gamme d'ébullition de 1' essence. La zone de réaction de réformation 5 contient un catalyseur constitué par de l'alumine, 0,375%, en poids, de Pt, 0,25% en poids de Ge et 0,85%, en poids de Cl, calculés en éléments. Les conditions opératoires comprennent une pression de 18 atmosphères, une VSHL d' 71 24796 17 2098298 environ 2,3, une température moyenne du lit do catalyseur d'environ 504 à 521 °C et un rapport molaire hydrogène/hydrocarbure d'environ 5/1 . Le produit de réformation est séparé, au sein de la zone de ré-5 formation 5, en un courant de recyclage riche en hydrogène, une phase gazeuse de butane et composés plus légers dans le conduit 6, et un courant normalement liquide, contenant du pentane, dans un conduit 9. La réformation catalytique est un procédé producteur d'hydrogène, et l'excès d'hydrogène peut partiellement remplacer l'hydrogène con-10 sommé dans la zone de réaction d'hydrocraquage 2. La phase gazeuse saturée, dans le conduit 6, est mélangée avec la phase gazeuse saturée du conduit 7, le mélange poursuivant son trajet, par le conduit 6, jusque dans la zone de séparation des gaz saturés, 8. Les 70,1 m3/ heure de composés en et moins, comprenant 46,3 m3/heure de butanes 15 provenant de l'extérieur, sont également introduits dans la zone de séparation des gaz saturés, 8. Les 334 m3/heure de produit de réformation constitué par du pentane et composés plus élevés, passent, par le conduit 9, dans une zone d'extraction 10. La zone d'éxtraction 10 n'est pas considérée essentielle pour le 20 procédé en combinaison selon l'invention, mais constitue un mode de mise en oeuvre préféré. Le produit de réformation est introduit dans la partie inférieure d'une colonne d'extraction, à contre-courant par rapport à un courant de solvant pauvre de Sulfolane, introduit dans une partie supérieure de ladite colonne, le rapport molaire de Sulfo-25 lane à hydrocarbure étant d'environ 3,2/1,0. La pression, à la partie supérieure de la colonne, est d'environ 2 atmosphères, et la température du rebouilleur est d'environ 160°C. Un courant de raffinat riche en composés saturés est retiré à titre de produit de tête tandis que le courant de queue de solvant riche est introduit dans une zone de 30 distillation extractive. Le raffinat saturé est retiré, par un conduit 11, en une quantité d'environ 156 m3/heure. Le solvant riche est introduit dans une zone de récupération du solvant qui sépare les hydrocarbures aromatiques en tête tout en produisant un courant de queues de solvant pauvre à recycler vers la colonne d'extraction. On 35 retire environ 179 m3/heure de composés aromatiques de la zone d'extraction 10, par un conduit 12, et on l'envoie vers le gisement d'essence non plombée 13. Si l'on comprend les 30,7 m3/heure de naphta léger en C^/C^ pro 71 24796 18 2098298 venant de la colonne de distillation du brut, la charge totale envoyée vers une zone de craquage des composés saturés 14, est de 186 m3/ heure. On utilise un craquage catalytique fluide avec un catalyseur contenant, en poids, 10,0% de faujasite dans une matrice de silice 5 et environ 2,7% d'alumine. La température du réacteur est d'environ 566°C, la température du régénérateur est d'environ 677°C et le rapport pondéral de catalyseur à charge est de 15,6/1. Il n'y a pas de recyclage liquide vers le réacteur. Les résultats du craquage des composés satures sont rapportés au tableau II: 10 TABLEAU II:Rendements du craquage des composés saturés, et répartition des produits Constituants Poids % Volume Hydrogène 0,9 Méthane 5,3 _ Ethane 2,6 — Ethylène 6,8 - Propane 2,2 3,2 Propylène 21,3 29,8 Isobutane 4,6 6,0 N-butane 0,9 . 1,1 Butylènes 15,4 18,4 Pentane à 204°C 35,0 33,3 Coke 5,0 — 61,2 m3/heure d'essence, dans la gamme du pentane à 204°C, sont T.. 25 retirés de la zone de craquage des composés saturés 14, par un conduit 16 et, par un conduit 17, sont envoyés vers le gisement d'essence non plombée 13. Une phase gazeuse insaturée, comprenant des butylènes et composés plus légers, représentant environ 60',0% de la charge vers la zone de craquage des composés saturés 14, passe, par un conduit 15, 30 dans une zone de séparation des gaz insaturés 18. L'hydrogène, le méthane, l'éthane et l'éthylène sont tout d'abord séparés dans la zone de craquage des composés saturés, afin que la charge envoyée dans la zone de séparation des gaz 18 soit principalement en C^/C^, riche en propylène et butylènes. Le mode opératoire particulièrement utili-35 sé pour la séparation n'est pas essentiel. Environ 3,3 m3/heure de propylène sont retirés du procédé par un conduit 26, pour être utilisés dans la préparation d'isopropyl benzène. Le restant du propylène est retiré, avec les butanes et butylènes, par un conduit 19, et chargé' , par un conduit 20, dans une zo-40 ne d'alcoylation 24. On obtient ainsi à la fois des essences d'alcoylation en C3 et en C4. 71 24796 19 2098298 La zone de séparation des gaz saturés 8 sépare les butanes des hydrocarbures en dans des courants provenant de la colonne de distillation du brut, de la zone de réaction d'hydrocraquage 2 et de la zone de réformation catalytique 5. Le propane est retiré par un con-5 duit 25, à raison d'environ 26.000 kg/heure, soit environ 51,1 m3/ heure. Le propane peut être déshydrogéné en propylène, de manière à obtenir un supplément d'essence d'alcoylation en C^, de tétramère ou d' isopropyl benzène, ou utilisé comme constituant de GPL. Le courant hydrocarboné en total peut être envoyé directement 10 vers une zone de réaction d'alcoylation 24, les butanes n'ayant pas réagi étant ensuite recyclés vers une zone d'isomérisation 23, un mode opératoire préféré mettant en jeu une séparation ultérieure en un courant d'isobutane et un courant de butane normal. L'isobutane est rétiré de la zone de séparation 8, par un conduit 22, et chargé, 15 par les conduits 19 et 20, dans la zone de réaction d'alcoylation 24. Le butane normal, dans un conduit 21, est chargé vers la zone de réaction d1isomérisation 23. Les butanes n'ayant pas réagi, provenant de la zone de réaction d'alcoylation 24, sont également recyclés vers la zone d'isomérisation 23, par des conduits non représentés au dessin. La zone de réaction d1isomérisation 23 contient un lit fixe de catalyseur contenant de l'alumine, environ 19,0?c, en poids, de chlorure d'aluminium et 0,375/--, en poids, de Pt. La pression de la zone de réaction est d'environ 21,4 atmosphères, la température est d' environ 149°C, le rapport molaire hydrogène/hydrocarbure est d'environ 1/1, et la VSHL est d'environ 1. On fait passer le butane contenu dans l'effluent de produit dans la zone de réaction d'alcoylation 24, par le conduit 20, avec le mélange butane/butylène du conduit 19. La zone de réaction d'alcoylation est un dispositif contenant de l'acide fluorhydrique qui produit environ 154 m3/heure d'essence d' alcoylation, dont environ 62 m3/heure sont constitués par un produit d'alcoylation en C^. Le temps de réaction, lorsqu'on utilise un réacteur décanteur à pompage d'acide , est d'environ neuf minutes et le rapport en volume acide/hydrocarbure est d'environ 1,5/1,0. La température d'alcoylation est d'environ 38°C. Après séparation des butanes n'ayant pas réagi, qui sont recyclés vers la zone de réaction d'isomérisation 23, et d'une quantité mineure de produits craqués, 1' essence d'alcoylation passe, par le conduit 17, vers le gisement d* 71 24796 20 2098298 essence non plombée 13. On présente, au tableau III ci-dessous, un résumé des résultats du procédé en combinaison décrit ci-dessus: TABLEAU III: Gisement d'essence non plombée 5 Courants de constituants Quantité m3/heure I0R PVR (atm. Naphta hydrocraqué léger 106 84,7 0,72 Essence de craquage 62 94,0 0,46 Alcoylat en C^ 92 92,0 0,13 10 Alcoylat en C^ 62 97,0 0,11 Essence aromatique 179 115,0 0,05 Isopentane 10 93,0 1,39 N-pentane 6 61,7 1,06 Isobutane 6 102,1 5,4 1 5 N-butane 46 94,0 4,4 Total 569 98,6 0,69 On détermine la FVR , ou Pression de Vapeur Eeid, selon les normes de l'essai ASTM D-323-58. La pression de vapeur de l'essence finalement obtenue est de 0,68 atmosphère. On remarque, d'après le 20 tableau III, qu'on obtient 569 m3/heure d'un gisement d'essence non plombée ayant un I0R (indice d'octane de recherche, tel que déterminé suivant l'essai ASTM D908) de 98,6, par le procédé en combinaison selon l'invention. Sur la base de 662 m3/heure de charge d'huile brute totale et de 46 m3/heure de butanes provenant de l'extérieur, soit 25 708 m3/heure au total, le rendement volumétrique en essence est de 80,4%. Les etudes économiques effectuées indiquent que le coût supplémentaire de la préparation de ce gisement d'essence non plombée, par rapport à l'installation commerciale considérée, n'est que de 0,169 cents E.U.A. /litre» 71 24796 21 2098298 REVENDICATIONS 1. Un procédé de préparation d'un gisement d'essence non plombée, à indice d'octane élevé, caractérisé en ce aiîei (a) on fait réagir une charge plus lourde que l'essence avec de l'hydrogène, dans 5 une zone de réaction d'hydrocraquage catalytique, obtenant ainsi un effluent de produit hydrocraqué comprenant des produits bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essence ainsi que des produits hydrocarbonés plus légers, (b) on sépare l'effluent de produit hydrocraqué résultant en une première phase vapeur à peu près complètement 10 saturée et un courant de produit normalement liquide, bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essence, (c) on fait réagir au moins une partie du courant liquide et de l'hydrogène dans une zone de réformation catalytique fonctionnant dans des conditions peu rigoureuses, afin de convertir les hydrocarbures naphténiques en hydrocarbures 15 aromatiques, (d) on sépare le produit de réformation afin d'obtenir un courant de composés aromatiques, un courant de composés saturés normalement liquides et une seconde phase vapeur à peu près complètement saturée, (e) on fait réagir au moins une partie du courant de composés saturés normalement liquides dans une zone de réaction de 20 craquage des composés saturés, obtenant ainsi un courant de liquide bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essence et une phase vapeur à peu près complètement insaturée, (f) on fait réagir au moins une partie de la phase vapeur insaturée avec au moins une partie desdites première et seconde phases vapeur saturées, dans une zone de réaction 25 d'alcoylation, obtenant ainsi un courant de produit d'alcoylation normalement liquide, bouillant dans la gamme d'ébullition de l'essence et (g) on recueille le courant d'essence de craquage et le courant d'essence d'alcoylation à titre dudit gisement d'essence non plombée, à indice d'octane élevé. 30 2. Un procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce qu' on sépare les première et seconde phases vapeur saturées afin d'obtenir une fraction de butane dont on fait réagir au moins une partie avec au moins une partie de la phase vapeur insaturée dans la zone de réaction d'alcoylation. 35 3. Un procédé suivant la revendication 2, caractérisé en ce qu' on sépare la fraction de butane afin d'obtenir une fraction de butane normal et une fraction d'isobutane et on fait réagir 1a. fraction de butane normal avec de l'hydrogène, dans une zone de réaction d'hydro- r BAD ORIGINAL* 71 24796 22 2098298 isomérisation, afin d'obtenir des isomères d'isobutane. 4. Un procédé suivant la revendication 3s, caractérisé en ce qu' on fait réagir les isomères d'isobutane et la fraction d'isobutane dans la zone de réaction d'alcoylation, avec au moins une partie de 5 la phase vapeur insaturée. 5. Un procédé suivant la revendication 3 ou 4, caractérisé en ce qu'on sépare l'effluent de la zone de réaction afin de recueillir les butanes n'ayant pas réagi, et on fait recycler ces butanes vers la zone de réaction d'hydroisomérisation. 10 6. Un procédé suivant l'une quelconque des revendications pré cédentes, caractérisé en ce qu'on sépare la phase vapeur insaturée afin d'obtenir une fraction de propylène et une fraction de butylène, et on fait réagir cette dernière, au moins en partie, avec au moins une partie des première et seconde phases vapeur, dans la zone de 15 réaction d'alcoylation. 7. Un procédé suivant l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la zone de réaction de craqtiiïge des composés saturés est une zone de craquage catalytique. 8. Un procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 à 2D 6, caractérisé en ce que la zone de réaction de craquage des composés saturés est une zone de réaction de craquage thermique. 9. Un procédé suivant l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la fraction de propylène est convertie en un alcool, dans une zone de réaction d'hydrolyse. 25 10. Un procédé suivant l'une quelconque des revendications pré cédentes, caractérisé en ce qu'on sépare le produit de réformation en un courant de composés aromatiques et en un courant normalement liquide saturé, dans une zone d'extraction au solvant. 11. Un procédé suivant l'une quelconque des revendications pré- 30 cédentes, caractérisé en ce que la réformation catalytique effectuée dans des conditions peu rigoureuses est remarquable par la production d'environ 80 à 100 moles de composés aromatiques pour 100 moles de naphtènes dans la charge, et par la production de moins d'environ 40 moles de composés aromatiques pour 100 moles d'alcanes dans la 35 charge.