FR 2007769 A1 19700109 FR 6913999 A 19690502 13999 1 2007769 La présente invention est relative à un procédé pour la production d'un gaz contenant une forte proportion de méthane et, en particulier, d'un gaz composé presque uniquement de méthane (de telle sorte qu'il soit similaire au gaz naturel et interchangeable avec 5 celui-ci et qu'il puisse, par conséquent, être introduit dans un réseau de distribution de ce gaz naturel) par synthèse catalytique à partir d'un gaz riche en méthane produit par gazéification à basse température d'huiles légères de pétrole (des distillats légers de pétrole, par exemple) dans la vapeur d'eau. 10 Un procédé préféré pour la gazéification à basse température d'hydrocarbures légers (des distillats légers de pétrole ou de naph-te, par exemple) est décrite dans le brevet Britannique ÎT0 820.257 appartenant à la Demanderesse. Ce procédé comporte le passage d'un mélange essentiellement constitué d'hydrocarbures parafféniques et 15 de vapeur d'eau sous forme de vapeur à une température supérieure à 350°G et sous une pression égale ou supérieure à la pression atmosphérique à travers un lit de catalyseur à base de nickel, cela de telle sorte que ce lit soit maintenu par la réaction à des températures comprises entre 400°C et 550°C. 20 Le catalyseur employé peut être un cataljcseur nickel-alumine formé par la coprécipitation de sels de nickel et d'aluminium suivie par la réduction à l'état métallique du nickel contenu dans le mélange, une faible proportion d'un oxyde, d'un hydrate ou d'un carbonate d'un métal alcalin ou alcalino-terreux étant ajouté à ce cata-25 lyseur, La température de préchauffage des corps réagissants peut atteindre 600°C,auquel cas la température du lit de catalyseur peut s'élever au-dessus de 550°C. On connaît deB procédés peimettant d'accroître la durée de vie utile du catalyseur par augmentation de la proportion de vapeur d'eau et d'hydrogène venant en contact avec lui. 30 Les gaz résultant contiennent de la vapeur d'eau, de l'hydrogè ne, des oxydes de carbone (davantage de CO^ que de CO) et une proportion importante de méthane. Cette proportion peut être accrue par méthanisation à plus basse température. C'est ainsi que le gaz riche en méthane produit par le procédé décrit dans le brevet U0 820.257 35 cité plus haut peut être soumis à l'action d'un catalyseur à base de nickel à aine température plus basse, 400° ou au-dessous par exemple, pour provoquer la formation de méthane par réaction entre l'anhydride carbonique, l'oxyde de carbone et l'hydrogène présents dans le gaz. 40 La présente invention est relative à un procédé particulier 13999 2 2007769 pour effectuer les opérations décrites ci-dessus et visant particulièrement la production d'un gaz constitué pratiquement exclusivement de méthane (après extraction de la vapeur d'eau et de l'anhydride carbonique). 5 L'invention procure un procédé pour la production d'un gaz con tenant une forte proportion de méthane, ce procédé comprenant (I) l'introduction d'un mélange préchauffé de vapeur d'eau et de vapetu3 d'un produit "brut d'alimentation constitué essentiellement d'hydro-carbures parafféniques et ayant un point d'ébullition final n^exeé-10 dant pas 300°C dans une première zone de réaction catalytique dans laquelle ce mélange réagit en présence d'un catalyseur provoquant une transformation moléculaire en présence de vapeur d'eau (steam reforming) pour donner un gaz contenant du méthane, de l'hydrogène, des oxydes de carbone et de la vapeur non décomposée, cette zone ê~ 15 tant refroidie par un échangeur de chaleur ; (II) l'introduction du gaz produit au stade (I) dans une seconde zone de réaction catalytique dans laquelle les constituants de ce gaz réagissent en présence d'un catalyseur de méthanation pour augmenter la concentration en méthane, cette zone étant refroidie par un échangeur de chaleur j et 20 (III) l'extraction de la vapeur d'eau et facultativement de l'anhydride carbonique contenus dans le gaz à sa sortie du stade (II). Par forte proportion de méthane, on entend une forte proportion calculée sur la base sèche exempte d'anhydride carbonique. Le gaz en provenance de la seconde zone de réaction oatalyti-25 que est refroidi de telle sorte que la vapeusr d'eau non décomposée se condense et puisse être extraite. Une forte proportion, de l'anhydride carbonique contenu dans le gaz produit est ensuite, de préférence, extraite, ce qui laisse un gaz contenant une forte proportion de méthane ainsi que de l'hydrogène et de l'anhydride carbonique 30 résiduels. Si le gaz synthétisé final doit être introduit dans une canalisation de distribution de gaz naturel dont la composition et les propriétés de combustion diffèrent d'une manière importante de celles de ce gaz synthétisé (par exemple du fait de sa teneur plus élevée en hydrocarbures) il peut être désirable d'ajouter à ce der-35 nier du gaz léger de pétrole (L.P.G.) avant de l'introduire dans la canalisation de distribution de manière à le rendre complètement interchangeable avec le gaz naturel. Le gaz finalement produit contiendra habituellement au moins 9C$, et de préférence 9&fi en volume de méthane sur la base sèche ex-40 empte d'anhydride carbonique. 13999 3 2007769 On utilise, de préférence, des échangeurs de chaleur internes, En variante, le catalyseur peut se présenter dans des tubes avec 1' intermédiaire de refroidissement à 1*extérieur, 1*ensemble étant oontenu dans un récipient résistant à la pression. Une autre vari-5 ante consiste à garnir l'ensemble du lit de catalyseur d'une chemise avec un espace contenant le réfrigérant. la .teneur en méthane du gaz produit est d'autant plus forte que la température est plus faible et la pression plus forte dans la première zone de réaction catalytique. La réaction est donc provo-10 quée, de préférence, sur le catalyseur à la plus basse température praticable compatible avec le maintien du produit brut d'alimentation à l'état complètement vaporisé et, de préférence, la température d'une partie au moins du lit de catalyseur, et spécialement de la partie de ce lit qui est la glus proche de l'extrémité de 15 sortie, est maintenue par' le dispositif de refroidissement à une température inférieure à celle à laquelle le mélange de produit brut d'alimentation et de vapeur d'eau est introduit dans la zone de réaction. De manière à assurer l'établissement des réactions de gazéification. il peut être avantageux de prendre des dispositions pour 20 que la partie d'entrée du lit de catalyseur se trouve à l'extérieur de la région qui est refroidie par l'échangeur de chaleur, par exemple, dans un dispositif d'écoulement vers le bas, en disposant u-ne couche de catalyseur au-dessus du niveau du sommet de l'échangeur de chaleur. 25 les catalyseurs pour la transformation moléculaire en présence de vapeur d'eau (steam reforming) susceptibles d'être utilisés dans la première zone de réaction catalytique sont bien connus. A titre d'exemple, le catalyseur peut être un coprécipité de nickel-alumine contenant un métal alcalin ou alcalino-terreux, des exemples de 30 tels catalyseurs étant décrits dans le brevet Français N° 1.386.009 de la Demanderesse. En variante, des catalyseurs contenant une forte proportion d'un métal alcalino-terreux (du barium en particulier) par exemple, tels que décrits dans le brevet Français N° 1.488.618 appartenant à la Demanderesse, peuvent être utilisés sans, toutefois 35 être préférés. Ayant son introduction dans la première zone de réaction catalytique, le mélange de vapeur du produit brut d'alimentation et de vapeur d'eau doit être préchauffé à une température qui, en combinaison avec la température du lit de catalyseur, permette à la réaction de s'effectuer. 40 En général, le mélange de vapeur du produit brut d' alimentation 69 13999 4 2007765 -¥•1 -L' et de vapeur d'eau sera préchauffé à une température qui ne sera pas supérieure à celle nécessaire poux le maintien de l'hydrocarbure dans son état complètement vaporisé et pour provoquer le déc_ . chement de la réaction sur le catalyseur. Avec les catalyseurs . . 5 ques connus pour la gazéification à basse, température d'hydrocarX *-_ res dans la vapeur d'eau, tels qu'indiqués ci-dessus, cette temg^â&a : ture est égale ou supérieure à 400°C. Il ne sera pas nécessaire la température excède 500°C et celle-ci sera maintenue, de préf#i^^ -"x .-ce, au-dessous de 450°0 environ, la température du lit de catalÉjjiégg 10 sera généralement comprise entre 400°C et 550°C et, de préférenii|^_.r 'i entre 400°C et 500®0. • , JgSlife' f| De préférence ' la t«ap érature de sortie est maintenue par lsfe;.w-..:: dispositif de refroidissement, au-dessous de la température d'enjaffZ" ' J ^ la température peut donc diminuer progressivement depuis l'entréif" 15 jusqu'à la sortie. En variante, et spécialement si le eatalyseujglil présentant le plus près de l'entrée ne se trouve pas à l'intériBe^ rwr"""- " a de la région refroidie, la température du lit peut passer par unjrl • maximum du fait de l'exothermicité des réactions de gazéification" dans les conditions de travail de la présente invention. Ainsi,•• ' 20 températures d'entrée les plus basses, l'élévation de la t«mpéri§||pi--: sera telle que le maximum s'établira généralement à moins de 10#Ç au-desauB de la température d'entrée et l'importance de l'éléva^pfts diminuera lorsque des tempéraiures d'entrées plu» élevées seront u- V ; - ; '"S--" tilisées. - 25 De manière à éviter le dépôt de carbone sur le catalyseur de : r . ;.4 transformation moléculaire en présence de vapeur d'eau (steam re^j ming), il est nécessaire que la proportion de vapeur d'eau par rapport aux hydrocarbures Boit supérieure à celle qui entre en réaction.; v ^ l'excès de vapeur d'eau qui est nécessaire dans ce but dépend du ^ 30 poids moléculaire moyen des hydrocarbures utilisés. Toutefois, cet "1. excès n'est pas grand, et l'on peut mettre en oeuvre environ deux parties en poids de vapeur d'eau pour une partie en poids d'hydroC7v ~"f bures avec tous les mélanges d'hydrocarbures contenant une moyenne. .j: . ; de 4 a 10 torm.es de carbone par molécule ; toutefois, une plus forte f, 35 proportion, pouvant atteindre cinq parties en poids de vapeur d'eau pour une partie en poids d'hydrocarbures peut être utilisée si on désire. Dans le cas d'hydrocarbures contenant une moyenne de 4 à 7: atomes de carbone, la proportion de vapeur d'eau peut être réduite tI9—! jusqu'à 1,5 parties en poids. £ïj 40 DaaS la réaction de méthanation, qui s'effectue dans la seconde "S Z'B -f ♦ Z * 13999 5 2007769 zone de réaction catalytique, la formation de méthane est favorisée par une faible température et une haute pression. De préférence, la réaction est amenée en équilibre à la plus basse température possible à laquelle le catalyseur de méthanation est susceptible d'agir. 5 De manière à ce que le méthane soit synthétisé dans la seconde zone par les gaz . produits dans la première zone, il est nécessaire que, malgré 1'exothermicité des réactions dans les deux zones, la température soit, au moins- à l'extrémité de sortie de la seconde zone de réaction catalytique, inférieure à celle de l'extrémité de 10 sortie de la première zone de réaction catalytique. Tout catalyseur de méthanation actif pour la méthanation à basse température peut être utilisé dans la seconde zone de réaction catalytique. Un catalyseur convenable est celui constitué par un co-précipité nickel-alumine riche en nickel, la température du cataly-15 seur de méthanation sera généralement comprise entre 200 et 450°C et ainsi qu'il a été indiqué plus haut, cette température sera, de préférence, la plus basse à laquelle il sera possible d'amener le système en équilibre. C'est ainsi que la température de sortie sera, de préférence, inférieure à 300°C et comprise,, par exemple, entre 20 200 et 250°C, line température d'environ 225°C s'avérant convenable, la température d'entrée sera, de préférence, d'environ 350°C. le procédé de l'invention peut être mis en oeuvre en refroidissant la première zone de réaction catalytique par le passage à travers l'échangeur de chaleur d'un fluide réfrigérant en provenance 25 de l'échangeur de chaleur de la seconde zone de réaction catalytique. Par exemple, le fluide réfrigérant peut d'abord être utilisé pour refroidir le gaz produit quittant la seconde zone de réaction catalytique, puis traverser ensuite l'échangeur de chaleur de cette seconde zone de réaction catalytique pour refroidir cette zone et, 30 enfin, traverser l'échangeur de chaleur interne de la première zone de réaction catalytique pour refroidir celle-ci. Selon une manière préférée de mise en oeuvre du procédé de l'invention, le fluide réfrigérant est de l'èau ou de la vapeur d'eau. Suivant le processus préféré, de l'eau est utilisée pour refroidir 35 le gaz produit quittant la seconde zone de réaction catalytique et cette eau traverse ensuite l'échangeur de chaleur (de préférence interne) de cette seonnde zone de réaction catalytique afin de la refroidir. l'échangeur de chaleur de la seconde zone de réaction catalytique se comporte comme une chaudière et de la vapeur d'eau est 40 produite. Tout ou partie de cette vapeur d'eau quittant l'échangeur 13999 6 2007769 de chaleur de la seconde zone de réaction catalytique peut ensuite être envoyée dans l'échangeur de chaleur (de préférence interne) de la première zone de réaction catalytique dans laquelle elle est elle-même chauffée tandis qu'elle refroidit cette zone. La vapeur 5 d'eau chauffée peut ensuite être extraite de l'échangeur de chaleur de la première zone de réaction catalytique et être utilisée comme une partie de la vapeur d'eau de traitement. L'utilisation de "la vapeur d'eau de refroidissement en tant qu'une partie au moins de 3a vapeur de traitement peut procurer l'a-10 vantage d'une auto-régulation de l'ensemble du système en ce qui concerne les températures des lits de catalyseurs. Par exemple, si une perturbation quelconque des conditions opératoires vient à provoquer un accroissement de la quantité de chaleur libérée de telle sorte que la température tende à s'élever, davantage de chaleur se-15 ra communiquée au dispositif de refroidissement et la quantité de vapeur d'eau produite sera accrue. La quantité de vapeur d'eau entrant en réaction augmentant, il y aura diminution de la quantité de chaleur libérée par les réactions, ce qui rétablira les conditions opératoires imposées pour le fonctionnement normal. 20 Le produit brut d'alimentation est choisi, de préférence, par mi ceux dont le point d'ébullition initial à la pression atmosphérique n'est pas inférieur à 30°C et dont le point d'ébullition final n'est pas supérieur à 200°C et, de préférence, n'excède pas 150°C. Le produit brut d'alimentation préféré est le naphte à bas point 25 d'ébullition. Avant d'être mis en oeuvre dans le procédé de l'invention, le produit brut d'alimentation doit être épuré en ce qui concerne sa teneur en soufre afin d'éviter un empoisonnement du catalyseur. Cette épuration peut être effectuée par un procédé d'hydrodésulfuri-30 sation. Un gaz hydrogéné propre à être utilisé dans le procédé d'by-drodésulfurisation peut être extrait entre le premier et le second réacteurs catalytiques (qui consititueat les deux zones de réaction) Si l'on utilise un procédé d'épuration classique, il est désirable qu'une partie au moins de l'anhydride carbonique présent dans ce 35 gaz soit extraite avant que celui-ci puisse être utilisé dans le procédé d'hydrodésulfurisation ; mais ce gaz est propre à être utilisé directement dans le procédé d'épuration décrit dans la demande de brevet n° 13.738/68 de la présente demanderesse-. Dans le cas où l'on ne procède pas à une telle extraction de'gaz hydrogéné, les 40 deux réacteurs catalytiques peuvent être combinés dans un récipient 13999 7 2007769 •unique. Par contre, le contrôle de la température est mieux assuré en maintenant les deux dispositifs de refroidissement séparés. Dans les deux cas, les lits de catalyseurs peuvent être soit statiques, soit fluidisés. 5 les pressions appropriées au procédé de l'invention sont bien connues, la pression est de préférence, supérieure à la pression atmosphérique et, par exemple, comprise entre 5 et 100 atmosphères ou au-dessus. Une pression appropriée au travail est d'environ 70 atmosphères de telle sorte que le gaz final produit puisse être admis 10 directement dans un réseau de distribution de gaz naturel. la pression dans le dispositif de refroidissement est, de pré* férence, suffisamment plus élevée que la pression de travail du procédé pour permettre à la vapeur d'eau d'être introduite dans le produit brut d'alimentation sans que l'on ait è. faire usage des dispo-15 sitifs spéciaux d'admission. le procédé de l'invention sera illustré avec référence au dessin annexé qui est un diagramme de circulation d'une installation formant un tout complet pour la fabrication d'un gaz succédané du gaz naturel et son introduction dans un réseau de distribution sous 20 haute pression. Dans le dessin, le naphte épuré, à l'état liquide ou à l'état de vapeur, est fourni en 1 et est conduit, par l'intermédiaire d'uje conduite 2, en un point 3 où. il rencontre un courant de vapeur d' eau au provenance d'un point 4 qui peut être la sortie d'une ehau-25 dière calorifugée» Si le naphte est fourni à l'état liquide, il s'évapore dans le courant de vapeur d'eau, et, si cela s'avère nécesasL re, l'évaporation peut être achevée dans l'appareil de chauffage 5 qui sert également à préchauffer au moins en partie le mélange, la dérivation 6 permet de fournir le mélange de vapeur de naphte et de 30 vapeur d'eau à l'entrée 7 du premier réacteur catalytique 8. le réacteur est pourvu d'un dispositif de refroidissement interne se présentant sous la forme d'un éehangeur de chaleur dont le fonctionnement sera décrit plus loin. Dans le réacteur 8, le naphte est complètement transformé, en 35 présence du catalyseur opérant la transformation moléculaire en présence de vapeur d'eau (steam reforming), en gaz de telle sorte qu'il se dégage, à la sortie 9, un mélange d'hydrogène, d'osyde de carbone, d'anhydride carbonique, de méthane et de vapeur d'eau qui est normalement en équilibre à la température de la sortie du cata-40 lyseur, laquelle est maintenue, de préférence, à une température in 13999 s 2007769 férieure à celle de l'entrée. Le mélange gazeux pénètre ensuite dans un second réacteur 10, qui est Tin méthanateur catalytique, également pourvu d'un dispositif interne de refroidissement. Les gaz subissent une méthanation 5 qui, avec l'aide d'un catalyseur actif à basse température et du dispositif de refroidissement, opère de telle sorte que ces gaz sont amenés à une composition correspondant à l'équilibre à la plus basse température possible. Le gaz s'échappant du réacteur 10 est refroidi dans l'échangeur 10 de chaleur 11 et dans le refroidisseur par ventilation 12, le condensât est évacué par une conduite d'écoulement (non montrée) et 1' anhydride carbonique est extrait par tout moyen approprié dans la tour 13. Si cela s'avère nécessaire, la composition, le pouvoir calorifique et l'indice de Wobbe du gaz final peuvent être ajustés par 15 l'addition, en 14, d'un gaz de pétrole léger en provenance d'une source 15 par l'intermédiaire d'une conduite 16, avant que ce gaz soit introduit, en 17, dans le réseau de distribution de gaz naturel soit directement par l'intermédiaire de la conduite 18, soit à l'aide d'un compresseur 19* 20 De préférence, l'échangeur de chaleur 11 est utilisé pour chauf fer l'eau qui pénètre dans celui-ci en 20 et s'écoule ensuite, par l'intermédiaire de la conduite 21, vers le dispositif de refroidissement du méthanateur, lequel se comporte comme une chaudière. La vapeur d'eau s*échappant eai 22 s'écoule à travers le dispositif de re-25 froidissement du réacteur 8, pénétrant dans celui-ci en 23 et s'en échappant en 24, puis est transmise, par l'intermédiaire de la conduite 25 à l'entrée du dispositif 4 d'alimentation en vapeur d'eau du processus. Si cela s'avère désirable, une partie de la vapeur d' eau peut être dérivée du réacteur 8 au moyen de la vanne de by-pass 30 26. Si on le désire, un courant 27 de gaz hydrogéné peut être extrait entre le premier et le second réacteurs catalytiques et Utilisé dans un procédé d'épuration du naphte par hydrodésulfurisation. Du gaz naturel en provenance du réseau de distribution peut 35 être conduit, par l'intermédiaire de la conduite 28, à l'entrée de l'appareil pour la mise en marche de celui-ci. Un gaz léger de pétrole peut également être fourni, en tant que produit brut d'alimentation, par l'intermédiaire de la conduite 29-. Une particularité du dispositif consiste dans la possibilité d' 40 une autorégulation des températures des lits de catalyseurs. Si, par 13999 9 2007769 exemple, une perturbation dans les conditions de fonctionnement vient à provoquer une libération excessive de chaleur de telle sorte que les températures tendent à s'élever, davantage de chaleur sera communiquée au dispositif de refroidissement et la quantité de 5 vapeur d'eau produite et introduite par la conduite 25 sera accrue ce qui aura pour effet de diminuer la quantité de chaleur libérée par les réactions et de rétablir les conditions de fonctionnement normales. Les informations suivantes ont été obtenues en utilisant l'ins-10 tallation décrite ci-dessus. EXEMPLE 1 Condition N°. 1 2 3 Pression, atmosphères 25 25 70 Caractéristique du naphte L. D.F.115 L. ■D.F.115 I i.D.F. 115 15 Rapport vapeur d'eau/naphte à l'entrée du premier rëacteur, kg par kg. 2,0 1,6 1,5 Température à l'entrée du premier réacteur,°C. 450 450 400 Pourcentage de la vapeur de traitement produite dans le dispositif de refroidissement 42 49 38 Température à la sortie du méthazia-teur, °C. 225 225 285 Composition du gaz humide à la sortie du méthanateur, 20 CM o o 10,6 12,4 13,0 CO 0,0 0,0 0*0 H2 0,2 0,2 0,3 ch4 36,3 42,6 44,6 H2° 52.9 44.8 42.1 25 100,0 100,0 100,0 Propriétés du gaz final sec, anhydride carbonique extrait (résidu 1 Composition en volume io - - c°2 1,0 1,0 1,0 30 c0 0,0 0,0 0,0 H2 0,55 0,4 0,7 I 'M* o 98.45 98,6 98.3 100.00 100.00 100.00 35 Pouvoir calorifique, kcal/dm^ Poids spécifique (air = 1) Indice ae tfobb 8,70 0.557 1311 8,71 0,558 1311 8,69 ,^551 69 13999 10 2007769 •RTRMPT.-R! 2 Dans les expérimentations décrites ci-dessous, le catalyseur utilisé, tant dans le premier réacteur que dans le méthanateur é-tait un catalyseur constitué par.un coprécipité nickel-alumine gé-5 néralement préparé selon le Brevet N° 1.386.007 et contenant approximativement 75# du nickel (calculé en métal) et 1$ de potassium a-jouté sous la forme de carbonate de potassium (les pourcentages é" tant calculés sur le total du nickel, de l'alumine et du potassium contenus dans le catalyseur) 10 Essai H°. 12 3 Pression absolue, atmosphères 24,1 24,1 24,4 Caractérisation du naphte L.D.F.115 1.D.F.115 1.D.F.115 Poids spécifique à 15,6°C 0,683 0,683 0,683 Rapport vapeur d'eau/naphte à l'entrée du premier réacteur kg par kg 2,06 1,89 1,57 Température à l'entrée du premier 15 réacteur, °C 452 451 451 Température à la sortie du méthanateur, °c 277 287 246 Composition du gaz humide à la sortie du méthanateur, # en volume co2 10,00 10,70 12,20 c0 0,00 0,05 0,00 h2 1,25 1,25 0,80 20 ch4 34,85 37,80 42,85 h20 53.90 50.20 44.15 100,00 100,00 100,00 Propriétés du gaz final sec, anhydride carbonique extrait (résidu 1$), avant enrichissement par un gaz léger de pétrole. 25 Composition fc.en volume co2 C0 H2 Cïï4 30 rouvoir calorifique, kcal/dm^ Indice de Wobbe Indice de Wobbe après enrichissement avec du propane jusqu'à un„pouvoir calorifique de 8,9 kcal/dnr 1,0 1,0 1,0 0,0 0,05 0,0 3,45 3,15 1,85 95,55 95.8 97.15 100 5 00 100,00 100,00 8,35 8,54 9,62 1295 1295 1300 1318 1319 1317 13999 n 2007769 la désignation 1.D.3?. se réfère au résultat de 1 • application de la méthode H"0 IPC 123/64 de l'Institute of Petroleum "Standard Methods of Test for the Distillation of Petroleum Products" pour l'échantillonnage de distillats légers de pétrole. La méthode met 5 en oeuvre la distillation normale par branches latérales et la température de la vapeur est mesurée immédiatement avant que celle-ci pénètre dans la branche latérale pour gagner le condenseur. Lorsqu' un distillât léger de pétrole désigné par L.D.F. T°C est soumis à cet essai, 95# au moins en volume du distillât initial auront été 10 condensés et recueillis dans le collecteur lorsque la température à l'entrée de la branche latérale aura atteint T°C. T°C est généralement inférieure de quelques degrés centigrades à celle du point d'ébullition final tel qu'il est observé dans le même essai. 13999 12 2007769 EB"VMDI GATIONS 1 - Un procédé pour la production d'un gaz contenant une forte proportion de méthane, lequel procédé comportant (I) 13introduction d'un mélange préchauffé de vapeur d'eau et de vapeur d'un produit 5 "brut d'alimentation, constitué essentiellement d'hydrocarbures paraf-féniques, ayant un point d'ébullition final n'excédant pas 300°G dans une première zone de réaction catalytique dans laquelle il réagit en présence d'un catalyseur de transformation moléculaire en présence de vapeur d'eau (steam reforming) pour donner un gaz conte- 10 nant du méthane, de l'hydrogène, des oxydes de carbone et de la vapeur d'eau non décomposée ; (II) l'introduction du gaz produit au stade (I) dans une seconde zone de réaction catalytique dans laquelle les constituants dm gaz réagissent en présence d'un catalyseur de 15 méthanation en vue d'accroître la concentration en méthane ; et (III) l'extraction de la vapeur d'eau et éventuellement de l'anhydride car bonique du gaz quittant le stade (II) ; le procédé étant caractérisé en ce que les zones de réaction des stades (I) et (II) sont cha-cunes refroidies par un éehangeur de chaleur. s 20 2 - Un procédé selon la revendication 1 caractérisé en ce que les deux échangeurs de chaleur sont des échangeurs de chaleur internes. 3 - Un procédé selon les reyendications 1 ou 2 caractérisé en ce que la réaction dans le stade (I) est amorcée sur le catalyseur 25 à la plus basse température praticable compatible avec le maintien du produit brut d'alimentation à l'état complètement vaporisé. 4 - Un procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce qu'une partie au moins du lit de, catalyseur dans le stade (I) est maintenue par l'échangeur de chaleur à une 30 température inférieure à celle à laquelle le mélange de vapeur du produit brut d'alimentation et de vapeur d'eau est introduit dans la zone. 5 - Un procédé selon la revendication 4 caractérisé en ce que la sortie du lit de catalyseur dans le stade (i) est maintenue à u- 35 ne température inférieure à celle à laquelle le mélangede vapeur du produit brut d1alimentation et de vapeur d'eau est introduit dans la zone. 6 - Un procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que la partie d'entrée du lit de cataly-swur dans le stade (I) n'est pas refroidie par l'échangeur de cha- 40 leur. 13999 13 2007769 7 - Un procédé selon l'une quelconque des précédentes revendications caractérisé en ce que le catalyseur dans le stade (1) est un coprécipité de nickel-alumine contenant un métal alcalin ou un métal alcalino-terreux et en ce que le mélange de vapeur du produit brut 5 d'alimentation et de vapeur d'eau est préchauffé à une température comprise entre 400°C et 500°C. 8 - Un procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce .que la température de sortie du catalyseur dans le stade (II) est maintenue par l'échangeur de chaleur à la » 10 plus basse température à laquelle le catalyseur est susceptible d'agir. - 9 - Un procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que le catalyseur dans le stade (II) est un catalyseur de méthanation constitué par un coprécipité de nickel- 15 alumine et en ce que la température du lit de catalyseur dans ce stade (II) est comprise entre 200°0 et 450°C. 10 - Un procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que la température de sortie du stade (II) est-; comprise-'-e£tre 200°C et 250°C. 20 11 - Un procédé selon l'une quelconque des revendications pré cédentes caractérisé en ce que la première zone de réaction cataly- a tique est refroidie' en faisant traverser l'échangeur de chaleur par un fluide refroidisseur en provenance de 1' éehangeur de chaleur de la seconde zone de réaction catalytique. 25 12 - Un procédé selon la vevendication 11 caractérisé en ce que de l'eau est utilisée pour refroidir le gaz dans le stade (III) et en extraire la vapeur d'eau de celui-ci ; l'eau traversant ensuite l'échangeur de chaleur de la seconde zone de réaction catalytique l'eau étant convertie en vapeur dans l'échangeur de chaleur, une 30 partie au moins de la vapeur extraite de l'échangeur de chaleur de la seconde zone de réaction catalytique traversant l'échangeur de chaleur de la première zone de réaction catalytique pour refroidir cette zone ; et une partie au moins de la vapeur extraite de l'échangeur de chaleur de la première zone de réaction catalytique é- 35 tant utilisée en tant que vapeur d'eau de traitement ( entrant en réaction).