La présente invention concerne un procédé d'amélioration de courants hydrocarbonés et plus particulièrement, un procédé d'amélioration de courants hydrocarbonés tels que des fractions de naphta léger et des fractions contenant des quantités importantes d'hydrocarbures en C5 et C6 dans des conditions de traitement produisant des quantités importantes de composants de mélange dtindice d'octane supérieur. L'isomérisation des hydrocarbures isomérisables constitue un procédé de raffinage destiné particulièrement q améliorer les fractions de pétrole. Selon ce procédé, on peut élever l'indice d'octane en transformant des paraffines normales telles que du pentane normal et de l'hexane normal en isoparaffines telles que le 2méthylbutane et le 2,2-diméthylbutane. La conversion des paraffines normales en leurs isomères correspondants fournit une essence possédant un indice d'octane supérieur à celui d'une essence constituée de paraffines normales. Actuellement, on commercialise comme essence ordinaire, les hydrocarbures à faible teneur en octane tels que des naphtas légers de distillation directe et d'autres produits contenant des quantités importantes dthydrocarbures en C5 et C6 qu'on a mélangés avec des composés d'indice d'octane élevé.Récemment, les règlements gouvernementaux et la législation à venir dans le domaine des émissions des moteurs à combustion interne, limitent l'utilisation d'hydrocarbures de mélange à faible indice d'octane en nécessitant la réduction ou la suppression des concentrations en plomb-tétraéthyle des essences. Par conséquent, les hydrocarbures normaux doivent être améliorés avant qu'on puisse les mélanger avec d'autres composants indice d'octane élevé pour obtenir une essence satisfaisante. A ce jour, on conduisait l'isomérisation des hydrocarbures isomérisables en les faisant passer avec de lthydrogène dans une zone réactionnelle contenant un catalyseur dtisomerisation. Les conditions de conversion utilisées dépendent dans une certaine mesure des hydrocarcures particuliers isomérisés, cependant on opère sur un catalyseur unique lorsque les conditions choisies sont suffisantes pour obtenir le meilleur rendement en isomères à partir d'une charge donnée. Cependant, lorsqu'on opère ainsi, on est loin d'obtenir le rendement optimal en constituants de mélange d'indice d'octane élevé et le procédé est peu souhaitable du point de vue industriel. De façon générale, l'invention concerne un procédé dtisomérisa- tion dthydrocarbures isomérisables, en particulier dans la gamme de C5-C6, contenant une impureté appartenant au groupe constitué par les composés oxygénés, le soufre, les composés soufrés, les composés azotés et les hydrocarbures insaturés, qui consiste : a) à soumettre à un hydrotraitement l'hydrocarbure isomérisahle en présence dtun catalyseur d'hydrogénation résistant aux impuretés dans des conditions dthydrotraitement et à récupérer un courant hydrocarboné isomérisable en C5-C6; b) à séparer ce courant hydrocarboné isomérisable en C5-C6 en un courant hydrocarboné isomérisable en C5 et un courant hydrocarboné isomérisable en C6; c) à introduire de l'hydrogène et le courant hydrocarboné isoméri- sable en C6 dans un réacteur d'isomérisation contenant un catalyseur d'isomérisation, ce réacteur étant maintenu à une température d'environ 93 à 2040C; d) à séparer et récupérer l'isohexane du produit de (c) et recycler le produit restant dans le stade (c); (e) à introduire de l'hydrogène et le courant hydrocarboné isomé risable en C5 dans un réacteur d'isomérisation contenant un catalyseur dtisomérisation, le réacteur étant maintenu à une température d'environ 149 à 371 C; et f) à séparer et récupérer l'isopentane du produit de (e) et recycler le produit restant dans le stade (e). Dans un mode de réalisation particulièrement souhaitable, le procédé de l'invention consiste à améliorer une fraction de naphta léger contenant une quantité importante dthydrocarbures en Cf et C6 quton transforme en plusieurs courants hydrocarbonés dtindice d'octane relativement élevé. La fraction de naphta léger peut être constituée d'une fraction de naphta débutanisée bouillant dans la gamme de 32 à 1270C. Les caractéristiques remarquables de l'invention sont l'isomérisation individuelle des courants hydrocarbonés isomérisables en C5 et C6 séparés et la récupération d'un courant riche en isopentane et d'un courant riche en isohexane. L'invention sera mieux comprise à la lecture de la description qui suit faite en regard de la figure annexée qui illustre un diagramme de fonctionnement du procédé de l'invention. Comme le montre la figure, on introduit dans un dispositif d'hydrotraitement par la canalisation 4, une matière première contenant une quantité importante d'hydrocarbures isomérisables en C5 et C6, qui est de préférence un naphta de distillation directe Lever débutanisé bouillant dans la gamme de 32 à 1270C et contenant des impuretés telles que de l'oxygène, du soufre, de l'azote et des composés insaturés et on introduit de l'hydrogène par la canalisation 6.Dans le dispositif d'hydrotraitement 2, les composés oxygénés de la matière première entrant par la canalisation 4 sont transformés en eau, le soufre et les composés soufrés sont transformés en acide sulfhydrique, les composés azotés sont transformés en amm Wiac et les composés insaturés sont- saturés. Les hydrocarbures ainsi traités avec lthydrogène et les impuretés transformés telles que l'ammoniac, l'acide sulfhydrique et l'eau sont prélevés par la canalisation 8 et pénètrent dans le séparateur 10 où l'effluent gazeux est séparé de l'effluent liquide. L'effluent liquide est évacué du séparateur - 10 par la canalisation 12. L'effluent gazeux est évacué du séparateur 10 par la canalisation 14 et peut passer à travers un épurateur 1o représenté en pointillés et être réuni à la canalisation 6 par la canalisation 18. Une canalisation de purge 20 est disposée entre le séparateur 10 et ltépurateur 16 pour évacuer le gaz de la canalisation 14 si la concentration en impuretés atteint des valeurs élevées. On réintroduit au moins une portion de 1'effluent gazeux du séparateur 10 dans le dispositif d'hydrotraitement 2 par les canalisations 18 et 4. Le catalyseur utilisé dans le dispositif dthydro- traitement 2 est tel qu'il résiste à la dégradation des impuretés de la matière première introduite par la canalisation 4. Des catalyseurs approp-riés à cet effet sont des produits connus du commerce tels que du nickel-molybdène sur alumine, du cobalt-molybdène sur alumine et du sulfure de nickel-sulfure de tungstène sur alumine. L'effluent liquide contenant. les hydrocarbures isomérisables évacués par la canalisation 12 du séparateur 10 est introduit dans le dispositif ae déhexanisation 22. On a avantage à utiliser une colonne de rectification, non représentée, placée entre le séparateur 10 et le dispositif de déhexanisation 22, pour éliminer les hydrocarbures légers et l'acide sulfhydrique formés dans l'hydro- traitement et entraînés avec effluent liquide dans la canalisation 12. Dans le dispositif de déhexanisation 22 on prélève un produit de tertre constitué essentiellement de pentanes et d'hexanes par la canalisation 24 et un courant de résidus en C7 et plus, par la canalisation 26 qui peut le conduire dans une unité de reformage catalytique non représentée.Le produit de tete du dispositif de déhexanisation de la canalisation 24 est conduit dans un dispositif de dépentapisation 28 où les pentanes sortent comme produits de tête par la canalisation 30 et les hexanes sortent comme produits de queue par la canalisation 32. Les produits de queue du dispositif de dépentanisation de la canalisation 32 sont de préférence séchés avant entre conduits dans le réacteur d'îso- mérisation 42 par passage à travers un lit de tamis moléculaire, non représenté, contenant un tamiS de type 4A ou 13X où le courant d'hexane de la canalisation 32 est purifié par rétention de lteau. Dans un mode de réalisation particulièrement désirable, la canalisation 24 comporte une zone d'adsorption 34 contenant un adsorbant sélectif tel qu'un tamis moléculaire Linde de type 5A qui adsorbe sélectivement les hydrocarbures à charnue droite pratiquement à l'exclusion des hydrocarbures-à chaîne non droite, des naphtènes et des composés aromatiques. L'unité d'adsorption sélective ou zone d-'adsorption 34 est constituée d'un lit fixe d'un ad sorbant sélectif maintenu à une température appropriée telle qu'unie température comprise entre la température ordinaire et 4270C et de préférence, comprise entre 204 et 2600C, pour réaliser l'adsorption sélective des hydrocarburesà chaîne droite de ltef- ,fluent du dispositif de déhexanisation qu'on y introduit.On con duit l'adsorption sous une pression appropriée quelconque telle queue pression comprise dans la gamme de O à 34,5 bars manométri ques et plus, de préférence de 0,69 à 6,9 bars manométriques. De préférence, on règle la température et la pression dans la zone d'adsorption 34 pour que l'effluent qu'on y sépare soit maintenu en phase vapeur et on recueille les paraffines ramifiées en C et 5 C6 avec les naphtènes et les constituants aromatiques par la cana lisation 36. Après que l'adsorbant ait été pratiquement saturé en n-pentane et n-hexane, on le traite pour désorber les paraffines normales. On peut conduire la désorption des paraffines normales en C et C6 de la matière adsorbant solide en utilisant une température et une pression appropriée quelconques. Par exemple, on peut opé rer à une pression comprise entre 0 et 34,5 bars manométriques et une température comprise entre la température ordinaire et 4270C. On préfère généralement opérer à une- pression comprise entre 0,69 et 6,9 bars manométriques et à une température comprise entre 204 et 260 OC, en particulier dans le cas où on utilise un adsorbant tel que le tamis moleculaire Linde type SA, étant donné que des températures relativement élevées provoquent la destruction de l'adsorbant. On peut en pratique utiliser plusieurs zones d'adsorption 34 de façon à ce que la séparation par adsorption du courant de la canalisation 24 puisse se produire, tandis qu'une autre zone d'adsorption est soumise à la désorption, ce qui petmet d'opé- rer de façon continue et ininterrompue.En pratique, la zone d'adsorption 34 produit un courant récupérable de pentanes et dthexa- nes isomères et, lorsqu'ils sont présents, de naphtènes et de constituants aromatiques, par la canalisation 36 et introduit simultanément dans le dispositif de dépentanisation 28 un courant constitué essentiellement de n-pentane et de n-hexane. Dans le courant d 'hexane de la canalisation 32, on introduit une quantité d'appoint'd'hydrogène sec provenant de préférence d'une unité de reformage catalytique par l'intermédiaire de la canalisation 38. Le mélange d'hydrogène et dthexane passe dans la canalisation 32 et traverse de préférence un lit de catalyseur de garde 40 représenté en pointillés où les traces éventuelles de soufre du courant d 'hexane sont éliminées et le benzène éventuel est hydrogéné en cyclohexane, puis le mélange est conduit dans le réacteur d'isomérisation 42 par la canalisation 44.L'effluent du réacteur- d'isomérisation 42 est prélevé par la canalisation 46 puis introduit dans le séparateur haute pression 48 où l'hydrogène est séparé de l'effluent hydrocarboné liquide isomérisé par la canalisation 50 et renvoyé dans le réacteur d'isomérisation 42 par les canalisations 32 et 44 qui sont raccordées à la canalisation 38 introduisant l'hydrogène d'appoint, de telle sorte que le rapport molaire de lthydrogène à 1 thydrocarbure soit compris entre 0,05/1 et 5/1, de vpréférence entre 0,5/1 et 2/1. L'hydrogène et 1'hexane passent dans le réacteur d'isomérisation 42 qui est maintenu dans des conditions de température et de pression appropriées à l'isomérisation de l'hexane.Les conditions de conversion à l'intérieur du réacteur 42 sont une température comprise entre 93 et 204-OC, de préférence entre 138 et laooC, des pressions d'hydrogène comprises entre 20,7 et 51,7 bars manométriques et des vitesses spatiales liquides horaires comprises entre 0,5 et 10,0, de préférence entre 0,75 et 4,0.Le courant d'hexane introduit par la canalisation 44 passe sur un catalyseur d'isomérisation composite constitué de palladium-alumine chloré activé et stabi lisé, par exemple selon les procédés décrits dans les brevets des Etats-Unis d'Amérique NO 3 551 516 et NO 3 242 228. Les hydrocarbures isomérisés sortant du séparateur 48 passent par la canalisation 52 où une fraction normale en C6 est séparée d'une fraction hexane isomérisé, constituée de composants de mélange d'indice d'octane élevé selon des techniques bien connues.Dans un mode de réalisation préféré, les hydrocarbures isomérisés sortant du séparateur 48 sont recyclés pour être réintroduits par la canalisation 54 dans la zone d'adsorption 34 où les hexanes isomères, c'est-à-dire les diméthylbutanes et les méthylpentanes sont séparés et récupérés du produit isomérisé et le produit restant constitué de n-hexane est recyclé pour être réintroduit dans le réacteur d'isomérisation 42 par la canalisation 24, le dispositif de dépentanisation 28 et les canalisations 32 et 44. Le produit de tête du dispositif de dépentanisation est conduit par la canalisation 30 dans le dispositif 56 de déisopentani sation où l'isopentane sort comme produit de tête par la canalisation 58 et est utilisé pour réaliser une essence mélangée. Le produit de queue du dispositif de déisopentanisation, c'est-à-dire le n-pentane, sortant par la canalisation 60, est mélangé avec l'hydrogène de la canalisation 62 et conduit dans le réacteur d'isomérisation 64.L'effluent du réacteur d'isomérisation 64 est conduit par la canalisation 68 au séparateur 66 où 1 'hydrogène est éliminé comme produit de teste par la canalisation 70 pour outre réintroduit dans la canalisation 60 puis dans le réacteur d'iso- mérisation 64 avec lthydrogène d'appoint à travers la canalisation 62, de façon à ce que le rapport molaire de l'hydrogène à l'hydrocarbure soit compris entre 0,5/1 et 5/1 et de préférence entre 1/1 et 2/1. L'hydrogène et le pentane traversent le réacteur d'isomérisation maintenu dans des conditions de pression et de température appropriées à l'isomérisation du pentane. Les conditions de conversion dans le réacteur 64 sont une température de 149 à 371 C et de préférence de.316 à 3710C sous des pressions d'hydrogène de 13,8 à 34,5 bars manométriques avec des vitesses spatiales liquides horaires de 0,5 à 4 et de préférence de 1 à 2. Le courant de pentane introduit par la canalisation 60 passe sur un catalyseur dtisohérisation qui, de préférence, correspond q celui décrit précédemment relativement au réacteur d'isomérisation 42. Les produits de queue du dispositif de déisopentanisation de la canalisation 60 peuvent être séchés comme décrit pour les produits de queue de la canalisation 2.Dans un mode de réalisation particulièrement préféré, on utilise un catalyseur dtisoméri- sation composite palladium-zéolite Y préparé selon le procédé décrit dans le brevet des Etats-Unis d'Amérique NO 3 236 761 et on laisse l'isomérisation se produire à une température de 316 à 3710C. On prélève 1'effluent hyarocarboné du séparateur 66 par la analisatior. 72 et on l'introduit (lans le dispositif de déisopen- tanisation 56 ou l'isopentane est prélevé en teAte et le n-pentane non transformé est recyclé dans le réacteur d'isomérisation 64 par la canalisation 60. -La description qui vient d'être faite montre donc que l'invention permet une isomérisation séparée des hydrocarbures en C5 et C6 de façon très utile et convenant aux applications industrielles. Le procédé de l'invention maintient le catalyseur d'isomérisation relativement à l'abri des impuretés qui tendent à le désactiver. L'hydrogène d'appoint qu'on introduit de façon appropriée dans le réacteur d'isomérisation par les canalisations 38 et 62 peut être purifié par passage à travers un lit de tamis moléculaire 74 contenant un tamis de type 4A ou 13X où l'hydrogène est purifié par rétention de l'eau, de l'acide sulfhydrique ou de l'ammoniac éventuel. L'hyarogène d'appoint de la canalisation 38 passe de préférence à travers ce lit 74. L'invention est illustrée par ltexemEsle non limitatif suivant. - EIEivPLE On introduit par la canalisation 4 de la figure, un naphta léger de distillation directe débutanisé bouillant dans la gamme d'environ 32 à 127 C et contenant environ 250 ppm de soufre. Le naphta contient environ 3 à 4 % de benzène et environ 9 à 10 % en poids ae naphtènes en C6 avec environ 35 à 40 % en poids de constituants en C7 et plus et une petite quantité d'hydrocarbures insaturés.La température du naphta dans le dispositif d'hydrotraitement 2 est d'environ 371% et la pression à laquelle est soumis le mélange réactionnel est d'6nviron 31,0 bars manométriques et la charge traverse ce dispositif avec une vitesse spatiale liquide horaire de 2 à 4,0 et un rapport molaire de l'hydrogè- ne aux hyrocarbures de 0,6.Dans le séparateur 10, on sépare du courant hydrocarboné, l.'hydrogène- et les autres matières gazeuses contenant des impuretés sous forme d'eau, d'acide sulfhydrique et d'ammoniac, en maintenant l'effluent.du dispositif dthydrotraite ment sous une pression d'environ 31,0 bars manométriques et on les fait passer à travers un épurateur classique ló qui adsorbe une quantité importante des impuretés. L'effluent gazeux de l'épu- rateur lô est transporté par la canalisation 18 et recyclé dans le dispositif d'hydrotraitement 2 par la canalisation 4. Le catalyseur du dispositif d'hydrotraitement 2 est un catalyseur niekelmolybdène sur alumine correspondant à un produit du commerce. L'effluent hydrotraité sortant du séparateur 10 par la canalisation 12 est introduit dans le dispositif de déheanisation 22 où une fraction de tette constituée essentiellement de pentanes et d'hexanes sort par la canalisation 24 à une température comprise entre 32 et 93 C. La fraction contient environ 3 à 4 % en poids de constituants aromatiques et ehviron 10 ;o en poids de naphtènes, principalement de cyclohexane et de méthylcyclopentane. Un courant de produits de queue en C7 et plus est prélevé par la canalisation 26 dans le dispositif de déhexanisation 22 et conduit dans une unité de reformage catalytique non représentée. Le produit de tête du dispositif de déhexanisation de la canalisation 24 pénètre dans la zone dtadsorption 34 contenant un lit de tamis moléculaire 5A. La vitesse spatiale liquide horaire -des hydrocarbures à travers le lit 34 eat comprise entre 0,1 et 10 selon la teneur en paraffines normales de l'alimentation, la capacité du tamis et la durée du cycle, et la température de l'alimentation hydrocarbonée est d'environ 31,00C. On récupère à la sortie du lit 34, par la canalisation 30, un courant d'isopentane et d'isomères d'hexane, constitué essentiellement de 2-méthylbutane, 2, 2-diméthylbutane, 2,3-diméthylbutanes 2-méthylpentane et 3-méthylpentane et on le pompe dans une installation de préparation d'essence mélangée non représentée.En pratique, la zone d'adsorption 34 est constituée de plusieurs lits de tamis moléculaires où il se produit une adsorption des n-paraffines dans un lit et une désorption dans un autre lit. Il existe au moins deux lits adsorbants, un étant en circuit pour réaliser l'adsorption des paraffines normales, tandis que l'autre est hors circuit pour être désorbé.On préfère en général, conduire l'adsorption à des pressions de 0,69 à 6,9 bars manométriques et des températures de 204 à 260 C. L'adsorbant sélectif utilisé peut entre un aluminosilicate cristallin quelconque capable d'adsorber préférentiellement les paraffines normales dans un mélange de paraffines norma- les et a'isoparaffines; par exemple, l'adsorbant sélectif peut être un tamis moléculaire SA. La durée du cycle d'adsorption peut ê7;re de 5 à 120 minutes, et de préférence de 5 à 30 minutes. A la fin du cycle d'adsorption, on isole du circuit le lit adsorbant ae tamis moléculaire et on le désorbe.Les conditions de désorption sont de préférence les mimes que les conditions d'adsorption, c'est-à-dire une pression de O,ó9 à 6,9 bars manometriques et une température de 204 à 2600C. L'agent de désorption utilisé est du butane normal et la vitesse spatiale liquide horaire de l'agent par rapport au volume de tamis moléculaire est de 0,1 à 10, et de préférence de 1 à 2. Après refroidissement et condensation du butane normal et du pentane normal et de l'hexane normal désorbés, on peut séparer le butane normal par des techniques de fractionnement classiques.On conduit ensuite les n-paraffines désorbées constituées essentiellement de n-pentane et de n-hexane dans le dispositif de dépentanisation 28 par la canalisation 24 où les pentanes sortent comme produit de tête par la canalisation 30, et les hexanes sortent comme produit de queue par la canalisation 32. De l'hydrogène d'appoint d'une unité catalytique de reforming pénètre dans le dispositif de traitement -par la canalisation 38 et est purifié séparément par passage à travers un tamis moléculaire de type 4A dans un lit 74 et réuni à l'hydrogène recyclé de la canalisation 50. L'hydrogène et la fraction d'hexane passent ensemble à travers un lit 40 de catalyseur de garde contenant un -catalyseur dthyarogénation au nickel sur support réfractaire où les traces de soufre présentes dans l'hexane sont éliminées et le benzène éventuel hydrocarboné en cyclohexane.On maintient de préférence ce catalyseur d 'hydrogénation à une température de 149 à 2040C, solins une pression de 20,7 à 51,7 bars manométriques avec une vitesse spatiale liquide horaire de 1 à 16. En service, on utilise une temperature de 1499C, une pression de 34,5 bars manométriques, un rapport molaire de l'hydrogène à l'hydro- carbure de 1,25 et une vitesse spatiale liquide horaire de 16. L'effluent du lit 40 de catalyseur de garde passe par la canalisation 44 dans le réacteur d'isomérisation 42 qui contient un catalyseur composite platine-alumine chloré ayant une teneur en platine ue û,5 'p enpoids et une teneur en chlore de 8 7fO en poids. On maintient dans le réacteur 42, une température de 149 C, une pression de 34,5 bars manométriques, une vitesse spatiale liquide horaire de 1 et un rapport molaire de I'hydrogène à l'hydrocar- bure de 1,25. L'effluent hydrocarboné du réacteur dtisomérisation est évacué par la canalisation 4b et pénètre dans le séparateur haute pression 48 où de l'hydrogène relativement pur est séparé de l'hydrocarbure isomérisé et quitte le séparateur haute pression 48 par la canalisation 50 pour être recyclé dans le dispositif dwisomérisation par les canalisations 32 et 44.Les hydrocarbures isomérisés sont évacués du séparateur 48 par la canalisation 52 et peuvent subir un stade de distillation dans des colonnes de fractionnement pour séparer les hydrocarbures en les fractions précédemment indiquées. De préférence, on recycle les hydrocarbures isomérisés de la canalisation 52 par la canalisation 54 dans la zone d'adsorption 34 où les hexanes isomères sont séparés par la canalisation 36 et hexane normal est- recyclé dans le réacteur d'isomérisation 42 par la canalisation 24, le dispositif de dépentanisation 28 et les canalisations 32 et 44. Le produit de tête du dispositif de dépentanisation de la canalisation 30 est prélevé au sommet du dispositif de dépentanisation 28 et introduit dans le dispositif de déisopentanisation 56 où une fraction d'isopentane est prélevée en tête par la canalisation 58 et une fraction de queue de n-pentane est prélevée par la canalisation 60 et introduite dans le réacteur d'isomérisation 64. De lthydrogèhe d'appoint d'une unité de reformage catalytique pénètre dans le dispositif de traitement par la canalisation 62 et, si on le désire, est purifié séparément par passage à travers un lit 74 de tamis moléculaire 4A.La vitesse spatiale liquide horaire de la charge de n-pentane dans le réacteur d'isomérisation 64 est de 2,0 et on conduit la conversion dans ce réacteur à 3160C, sous une pression de 34,5 bars manométriques, avec un rapport molaire de l'hydrogène à l'hydrocarbure de 1 à 2.L'effluent hydrocarboné du traitement d'isomérisation est évacué par la canalisation 68 et pénètre dans le séparateur haute pression 66 où de l'hydrogène relativement pur est séparé de l'hydrocarbure isomérisé et quitte le séparateur 66 pour entre recyclé dans le dispositif dtisomérisation par les canalisations 70 et 60.Le rapport molaire de l'hydrogène à lthydrocarbure dans le réacteur d'isomérisation 64 est compris entre 0,5 et 5,0 et de préférence entre 1 et 2. Le réacteur d'isomérisation b4 contient un catalyseur composite constitué de Zéolite Y à 0,5 % de palladium.Sinon, le catalyseur d'isomérisation peut être l'un de deux décrits relativement au réacteur d'isomérisation 42 et, dans ce cas, on intro duit de l'hydrogène d'appoint dans le réacteur d'isomérisation o4 par le lit 74 et la canalisation 62. La fraction isomérisée en C sortant du séparateur 66 pénètre dans la canalisation 72 a la 5, température de 290C et est réintroduite dans le dispositif de dé- isopentanisation 56 ou la fraction d'isopentane sort en tue et le n-pentane est recyclé dans réacteur d'isomérisation 64 par la canalisation 60. On voit donc que le procédé de l'invention permet î'isomérisa- tion dthyarccarbures isomérisables, en particulier de ceux correspondant à la gamme de C5 et Cb Le procédé permet l'isomérisation de paraffines normales pendant une durée prolongée en éliminant de l'alimentation du réacteur d'isomérisation, des quantités importantes d'impuretés tendant à désactiver le catalyseur. La souplesse du procédé permet la régulation séparée de l'hydrotraite- ment et de chaque section d'isomérisation, et par conséquent, améliorer la conversion et la sélectivité.Dans un mode de réalisation important, le procédé permet l'utilisation avantageuse de réacteurs d'isomérisation séparés maintenus chacun dans des con diticns optimales pour l'isomérisation respective des courants en et et C6 avec recyclage de l'hydrogène effluent du réacteur d'iso- mérisation. Comme précédenur.ent indiqué, dans- la pratique de l'invention, on utilise pour chaque lit décrit, une paire de lits de tamis moléculaires. Le fonctionnement est continu car lorsqutun des lits est en service, l'autre est régénéré. On utilise pour cela un gaz désorbant le lit de tamis moléculaire. On peut utiliser l'hydrogène pour désorber le tamis moléculaire du réacteur 64 et du lit éventuellement utilisé pour sécher le courant hexane. De préférence, cet hydrogène est celui qu'on recycle du réacteur d'isomérisation 42 ou 64. On préfère le butane normal -comme désorbant dans la zone 34. Lorsqutun lit est régénéré, on le remet en service et on régénère à son tour l'autre lit. REV32!DICATIONS 1 - Procédé dtisomérisation d'hydrocarbures isomérisables souillés par des composés oxygénés, du soufre, des composés soufrés, des composés azotés et/ou des hydrocarbures insaturés, caractérisé en ce qu'il consiste à : (a) soumettre ces hydrocarbures isomérisables à un hydrotraitement en présence d'un catalyseur d'hydrogénation résistant aux impuretés et à récupérer un courant hydrocarboné isomérisable en àC6; (b) séparer ce courant hydrocarboné isomérisable en C5 à C6 en un courant hydrocarboné isomérisable en Cg et un courant hydrocarboné isomérisable en C6;; pc) mettre en contact l'hydrogène avec le courant hydrocarboné isomérisable en C6 en présence d'un catalyseur d'isomérisation à une température d'environ 93 à environ 2040C; (d) récupérer l'isohexane du produit de (c) et recycler le produit restant dans le stade (c); (e) mettre-en contact l'hydrogène avec le courant hydrocarboné isomérisable en C5 en présence d'un catalyseur d'isomérisation à une température d'environ 149 à 371 OC; et (f) récupérer l'isopentane du produit de (e) et recycler le produit restant dans le stade (e). 2 - Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce qu'on isole un courant d'hydrocarbures de type iso en C5 à C6 en faisant passer le courant hydrocarboné isomérisable en C5 à C6 hydrotraité et récupéré de (a) à travers un lit de tamis moléculaire qui adsorbe sélectivement les hydrocarbures normaux en C5 à C6 et en ce qu'on conduit ce courant d'hydrocarbures de type iso en C5 à C6 dans le stade (b). 3 - Procédé selon l'une quelconque des revendications précE- dentes, caractérisé en ce que les conditions d'isomérisation du stade (c) sont une pression comprise dans la gamme de 20,7 à 51,7 bars manométriques, une vitesse spatiale liquide horaire de l'hydrocarbure isomérisable d'environ 0,5 à 10 et un rapport molaire de l'hydrogène à l'hydrocarbure d'environ 0,05 à 5. 4 - Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que les conditions dtisomérisation du stade (e) sont une pression comprise dans la gamme de 13,8 à 34,5 bars manométriques, une vitesse spatiale liquide horaire d'environ 0,5 à 4 et un rapport molaire de l'hydrogène à l'hydrocarbure d'environ 0,5 à 5.