FR 2572380 A2 19860502 FR 8416561 A 19841030 La présente addition concerne des perfectionnements au procédé de reformage et au dispositif de mise en oeuvre. On a recherché un procédé de reformage du méthanol en vue de l'obtention de gaz contenant des concentrations variables d'hydrogène, d'oxyde de carbone, le solde du gaz étant composé de dioxyde de carbone, de méthane, de vapeur d'eau et éventuellement d'azote selon lequel on procède à une opération de craquage de mélanges en proportions variables de vapeur d'eau et de vapeur de méthanol, en présence éventuellement d'azote, ou d'air et de gaz recyclés, après séparation éventuelle de certains composants, et de gaz en provenance de l'extérieur de l'unité. Selon le brevet principal on conduit l'opération de craquage entre 130 et 950 C, sous des pressions canprises entre 1 et 100 bars, en présence d'au moins deux types de catalyseurs, le premier plus spéciale ment destiné au craquage du méthanol, les second et suivants étant adaptés à la transformation des gaz produits dans la réaction de craquage en des produits gazeux, tels les hydrocarbures, le dioxyde de carbone, le monoxyde de carbone, des gaz réducteurs, des gaz de synthèse et de l'hydrogène, les rapports molaires vapeur d'eau/méthanol et anhydride car bonique/mnéthanol étant compris entre 0,2 et 10; la réaction de vapore formage étant conduite en présence de dioxyde de carbone, par adjonction directe de ce gaz, recyclage ou combinaison des deux modes d'introduction et l'apport de chaleur au cours de l'opération de vaporeformage se faisant par 1' intermédiaire d'un fluide caloporteur, circulant à cocourant des fluides du procédé, ladite fraction pouvant être le gaz résiduaire d'une purification du dit gaz produit en vue de l'obtention d'hydrogène pur. L'installation pour la mise en oeuvre de ce procédé de reformage ccoprend essentiellement un réacteur tubulaire (5) intercalé entre un vaporiseur (4) du mélange réactionnel et un échangeur de chaleur (3) entre les gaz sortants et le liquide d'alimentation, un condenseur (6) et une unité de purification (11) et en outre un four de ccmbustion de gaz résidaire de purification (8). Suivant le présent perfectionnement, tout en conservant l'autonomie thermique du procédé quand la combinaison du vaporeformage du méthanol et de la purification sur tamis moléculaire est intégrée dans une production d'hydrogène, il a été trouvé des moyens permettant de porter le rendement de purification jusqu'à 80 %, de diminuer la consommation de méthanol de plusieurs pour cents, de réduire de manière très substantielle les coûts d'investissement en matériel et catalyseur surtout pour les grosses installations sans limitation de leur capacité, et de valoriser du méthanol impur, même souillé par des impuretés organiques, en tant que source d'hydrogène. En outre, certains moyens mis en oeuvre permettent la réalisation d'importantes économies d'apport calorifique, une moindre consommation d'énergie et une diminution des pertes d'énergie, ainsi qu'un accroissement de la vitesse de réaction de reformage. On a trouvé que la vaporisation et la surchauffe du mélange réactionnel méthanol-eau peuvent être réalisées directement dans la zone de combustion du gaz résiduaire de purification. Dans ces conditions le rendement de purification peut atteindre 75 %, le procédé restant autonme thermiquement, avec un gain de 4 % sur la consommation de méthanol et éventuellement la supression d'un fluide caloporteur. En accroissant la surchauffe des vapeurs méthanol-eau jusqu'à 500 C la vitesse de la réaction de reformage augmente notablement dans la zone de niveau de température 500 - 300 C, ce qui permet de diminuer le volume de catalyseur et de travailler en régime adiabatique jusqu'à 300 C. En soumettant le mélange réactionnel mnéthanol-eau, à une vaporisation et à une surchauffe, à température comprise entre 300 et 500 C, réalisée directement dans la zone de caombustion du gaz résidaire, on obtient des améliorations très appréciables, et en procédant à cette surchauffe en deux fois par double passage, ou circulation du mélange réactant et du mélange sortant du premier stade de reformage dans la zone de combustion du gaz résiduaire, on peut réaliser la totalité de la réaction de reformage en régime adiabatique. La conduite du procédé de reformage en régime adiabatique pré- sente des avantages appréciables, constitués notamment par le remplace- ment du réacteur tubulaire par deux réacteurs simples du type récipients cylindriques verticaux contenant un lit de catalyseur en contact avec le corps de force. Ce reimplacement représente une diminution très importante des coûts d'investissement surtout pour les grosses unités de fabrication de l'ordre de quelques milliers de Nm3/h. d'hydrogène; de ce fait pratiquement il semble ne plus y avoir de limite supérieure pour la capacité de ces installations. La conduite du procédé reformage en régime adiabatique a pour conséquence avantageuse la suppression de toute la boucle du fluide caloporteur avec ses accessoires tels pompes de recirculation, vase d'expansion, échangeurs supplémentaires placeés sur le circuit m6thanol-eau. Ceci se traduit également par une économie d'investissement pour le rmatériel. De plus, le volume de catalyseur dans un réacteur adiabatique est moins important que dans un réacteur tubulaire, et il s'en suit aussi une économie financière. La surchauffe des réactants en une seule fois dans les mêmes conditions que précédemment peut suffire pour amener toute la chaleur nécessaire à la réaction dans un réacteur unique par recyclage. Cependant, dans certains cas, un combustible d'appoint peut apporter le complément de chaleur nécessaire à l'équilibre thermique du système adiabatique. En outre, un fluide caloporteur issu de la production de l'installation industrielle peut fournir le complément de chaleur nécessaire pour le second stade de la réaction de reformage. Dans ces conditions, avec couplage d'un réacteur tubulaire à un réacteur adiabatique, le rendement de purification peut être élevé à son maximum de l'ordre de 80 %. Ce rendement de purification peut être obtenu dans chacun des modes de mises en oeuvre précédents avec l'apport d'un combustible d'appoint sous forme de fuel par exemple. Quand la fabrication est orientée vers un gaz particulier ayant une composition donnée, très différente des proportions classiques C02 + 3H2, on peut avoir recours sous forme d'appoint au recyclage soit d'une fraction du courant gazeux issu de la réaction de reformage, soit d'un courant gazeux de provenance extérieure ou soit de la combinaison des deux flux gazeux. On a également la possibilité de traiter un méthanol impur, souillé par des impuretés organiques tels alcools supérieurs, matières grasses, etc... , ce qui évite, dans le cas d'hydrogénations catalytiques employant du méthanol comme diluant et/ou solvant, de le redistiller. Ainsi, une solution mêthanolique impure peut être valoriser en tant que source d'hydrogène, en adaptant les moyens de mise en oeuvre du procédé de reformage au type d'impureté. La présence de produits lourds dans le méthanol entraîne un risque potentiel de formation de carbone. Dans un reformage en deux stades, on peut éviter ce risque en introduisant seulemient une fraction du méthanol et la totalité de la vapeur d'eau dans le premier stade de reformage en régime adiabatique, le ccplément en méthanol, après vaporisation et surchauffe, étant ajouté au mélange gazeux issu du premier stade de reformage, avant son entree au second stade de reformage. En n'introduisant qu'une partie du méthanol et la totalité de l'eau dans un premier réacteur on élève notablement le rapport molaire vapeur d'eau/carbone et l'on diminue ainsi la pression partielle des produits lourds en évitant le risque de formation de carbone. Le traitement d'une solution néthanolique impure dont les impuretés sont sensibles aux hautes températures, exige une conduite du reformage dans des conditions relativement douces avec contrôle de température sans surchauffe importante des réactants. La mise en oeuvre du procédé de vaporeformage en régime adiabatique dans au moins trois zones réactionnelles en série, ne provoque pas de surchauffe importante des réactants à l'entrée des réacteurs, de l'ordre de 430 C, et permet le traitement dans des conditions satisfaisantes d'une solution méthanolique polluée par des impuretés sensibles aux températures élevées. Sur les figures des dessins annexés il est donné quelques exemples de réalisation d'installation selon le présent perfectionnement, les références chiffrées étant en accord avec celles de la figure unique du brevet principal. Sur la figure 1, les liquides d'alimentation, le méthanol et l'eau introduits respectivement en (1) et (2) sont chauffés et partiel lement évaporés dans l'échangeur de chaleur (3) par échange thermique avec le gaz sortant du réacteur tubulaire (5), le dit gaz humide sortant étant ensuite refroidi dans le condenseur (6) avant d'entrer dans l'unité de purification non représentée. Le séparateur (6A) collecte le condensat sortant par le conduit (12). Le gaz résidaire quitte l'installation de purification par le conduit (13) avant le circuler jusqu'au four de combustion (8), pour y être brûlé, les funées s'échappent en (9) tandis que la chaleur est récupérée directement à l'intérieur du four par le mélange des réactants méthanol vapeur d'eau circulant dans le dispositif d'échange thermique du type serpentin (4A) et par le fluide caloporteur circulant dans un dispositif d'échange thermique du type serpentin (4B) en vue du chauffage du réacteur (5). L'installation selon la figure 2 illustre la surchauffe des réactants mréthanol-vapeur d'eau en deux fois et le fonctionnement en système adiabatique avec remnplacement du réacteur tubulaire par des réacteurs adiabatiques, avec équilibrage thermique du système par combustion d'un combustible d'appoint avec l'air, par l'intermédiaire d'un brûleur à l'intérieur du four (8) le gaz résiduaire par le conduit (13) est amené au four de combustion (8) pour y-être brûlé, la chaleur o10 est récupérée par le mélange des réactants provenant de l'échangeur de chaleur (3) et circulant dans le serpentin (4A), et ce mélange surchauffé est soumis à un premier stade de reformage dans le réacteur adiabatique (5A), les gaz sortant du réacteur (5A) par la conduite (10A) puis circulant dans le serpentin (4B) sont surchauffés avant d'être traités dans le second réacteur adiabatique (5B) en série avec (5A). Le fluide combustible d'appoint (14) ainsi que l'air de combustion (15) étant respectivement prèchauffés dans les dispositifs de surchauffe du type serpentin (4D) et (4C) à l'intérieur du four (8), avant combustion. La figure 3, illustre une installation penettant le traitement de méthanol impur, souillé par des impuretés organiques, caractérisée par deux réacteurs adiabatiques en série (5A) et (5B), coeme précédemment à l'intérieur du four de combustion (8) par des dispositifs de surchauffe du type serpentin (4A) et (4B) ayant la mme fonction que dans l'installation de la figure 2, et par les dispositifs de préchauffage (4D) et (4C) du fluide coabustible d'appoint (14) et de l'air de combustion (15). L'installation comporte deux conduites d'introduction (1A) et (lB) du méthanol, un premier échangeur de chaleur (3A) dans lequel sont chauffés et partiellement évaporés une fraction du méthanol et la totalité de l'eau, puis un second échangeur de chaleur (3B) dans lequel est chauffé l'autre fraction du méthanol ajouté au gaz provenant du premier stade de reformage dans la conduite (1OA). La figure 4 illustre une installation permettant de traiter un méthanol impur souillé par des impuretés sensibles à la chaleur, caractérisée par les trois réacteurs adiabatiques (5A), (SB), (5C) en série et par les serpentins (4A), (4B) et (4C) de surchauffe des réactants et des mélanges issus des reformages primaire et secondaire, situés à l'intérieur du four de combustion (8). La figure 5 illustre une installation permettant la fabrication d'un gaz de composition donnée différente du standard, caractérisée par une conduite de recyclage (10A) d'une fraction du mélange gazeux (10) issus du reformage dans le mélange des réactants avec insertion sur le circuit entre la première et la deuxième surchauffe et une conduite (16) d'introduction d'un gaz de provenance extérieure contenant de l'hydrogène dans le mélange gazeux de reformage (10), avant le recyclage d'une partie de celui-ci. La figure 6 illustre une installation caractérisée par un serpentin (4) de surchauffe du mélange méthanol-vapeur d'eau, un premier réacteur adiabatique (5A) en série avec un second réacteur tubulaire (5B) chauffé par un fluide caloporteur circulant dans (17). Il est donné ci-après des exemples qui illustrent l'invention à titre non limitatif. Exemple 1: la réaction de vaporeformage du méthanol est effectuée dans l'installation illustrée sur la figure 1. On charge 885 kg de catalyseur décrit dans l'exemple du brevet principal, de composition pondérale: ZnO: 57 %, Cr203:11 %, CuO: 21 %, A1203: 11% dans le réacteur tubulaire (5) et procède à la mise en route par la méthode suivant l'exemple 4 du brevet principal. Après cette phase initiale les conditions opératoires retenues sont celles de l'exemple 7 du brevet principal soit H20/CH3OH = 2 en rapport molaire, température de sortie du réacteur 300 C, pression 25 bars. Le rendement de récupération du système de purification par tamis moléculaire pouvant être augmenté à 75 %, le débit massique à l'entrée devient en (1) 165 Kg/h de CH30H et en (2), 185 Kg/h de H20. Cela fournit en sortie du réacteur (10) avec la même composition volumétrique que l'exemple 7 soit 1,33 % CO, 18,55 % C02, 58,14 % H2, 0, 078 % CH4, 0,157 % CHOH et 21,753 % H20, un gaz humide ayant un débit horaire de 573 Nm3. Les quantités de chaleur nécessaires deviennent respectivement pour chauffer le mélange d'alimentation 53.400 Kcal/h, pour le vaporiser: 106. 900 Kcal/h et pour le surchauffer à 300 C: 14.600 Kcal/h. La chaleur de réaction absorbe: 76.100 Kcal/h. Dans l'échangeur 3, la condensation du gaz humide fournit 59.300 Kcal/h, pour les mêmes niveaux de température que l'exemple 7. Dans le four (8), on dispose de 247.600 Kcal/h potentielles issues de la combustion du gaz résiduaire de purification (13) ayant la conposition suivante - H2 = 41,8 %, CO = 3,7 %, CH4 + CH3OH = 0,5 %, C 2 = 53,5 %, H20 = 0,5 %. Pratiqu.eent, les échanges de chaleur s'effectueront dans 2 serpentins; le {(4A) o le mélange liquide est vaporisé et surchauffé au moyen de 115.600 Kcal/h, et le (4B) dans lequel circule le fluide caloporteur et eàporte 76.100 Kcal/h vers le réacteur (5). En abaissant la température des fuiîes vers 250 C en (9), ce qui est réalisable avec cette nouvelle installation, l'excédent de calories s'élève à 17.300 Kcal/h. Le procédé mis en oeuvre conduit dans l' installation selon la figure 1 permet un gain de 3 points sur le rendement en hydrogène et est en équilibre thermique avec 8,3 % de calories en excès pour compenser les pertes du four. En variante du système ci-dessus, on surchauffe le mélange réactionnel vapeurs d'eau et de méthanol à 500 C au lieu de 300 C. L'échange global du four reste le méoe mais presque la moitié de la chaleur de réaction est ainsi fournie par le courant gazeux sortant de (4A) soit 36.400 Kcal/h. L'appareillage de la boucle du fluide caloporteur devient dans ce cas moins important et surtout le volume du catalyseur du réacteur tubulaire (5) s'en trouve dinminué du fait de la vitesse de réaction beaucoup plus grande dans la zone 500-300 C,- en comparaison avec le niveau 300 C. La première partie du réacteur travaille en adiabatique et l'apport de calories au moyen du fluide caloporteur n'intervient que lorsque la moitié de la réaction a déjà été effectuée. Exemle 2 L'illustration correspondant à la figure 2 se rapporte à une unité de 5000 Mn3/h d'hydrogène dont les conditions opératoires sont: rapport molaire eau/methanol égal à 2; pression 15 bars, rende-nt maximum de purification égal à 80 %. La réaction chimique s'effectue dans 2 réacteurs (5A) et (5B), situés en série et qui sont constitués simplement par 2 réacteurs cylindriques contenant le (les) catalyseur(s). Ils fonctionnent en adiabatique; les réactants apportent la chaleur nécessaire au reformage du méthanol par la vapeur d'eau. Dans cheque réacteur se réalise la moitié de la transformation du CH3OH, les gaz entrent à 500 C et sortent à 300 C. Pour l'exemple cité, les réacteurs (5A) et (5B) contenant respectivement les catalyseurs de composition selon les exemples du brevet principal, les bilans massique et thermique se présentent caomme suit: 3083 Kg/h de CH30H en (1) et 3466 Kg/h de H20 en (2) sont mélangés liquides et chauffés sous pression jusque 189 C dans le préchauffeur (3) o sont échangées 1.200.00C Kcal/h. Dans le serpentin (4A) du four (8) ce mélange est vaporisé et surchauffé à 500 C; ce qui demande 3.100.000 Kcal/h. Le réacteur (5A) permet le reformage de 48 % du méthanol à traiter et le mélange gazeux (10A) à 300 C est constitué de 8537 Nm3/h de coemposition: O = 0,3 %, C02 = 11,7 %, H2 = 36,1 %, CH30H = 13,2 %, H20 = 38,7 %. Le serpentin (4B) en échangeant 740.000 Kcal/h réchauffe ce fluide à 500 C, qui entre alors dans le deuxième réacteur (5B) o s'effectue la 2ème partie de la réaction. L'effluent (lOB) à 300 C a la nmime composition volumétrique que celui de l'exemple 7 du brevet principal. les 3406 NÉ3/h du gaz résiduaire (13) dont l'analyse indique: 36,7 % de H2, 4,1 % de 00, 58,1 % de o002, 0,3 % de CH4 + CH3OH et 0,8 % de H20 donneront 3.030.000 Kcal/h sur les 3.840.000 Kcal/h à échanger dans le four (8), soit près de 80 %. Avec 5 % de pertes sur les parois et les fumées quittant (9) à 250 C, on utilise environ 95 Kg/h de fuel d'appoint (14) pour équilibrer thermnniquement le système; le combustible liquide ainsi que la totalité de l'air de combustion (15) étant respectivement préchauffés en (4C) et (4D). EXEMPLE 3 Il concerne une unité de 600 Nm /h d'hydrogène pur traitant un méthanol souillé contenant 1 % d'éthanol, 0,5 % de propanol et 3 % d'alcools supérieurs et de matières grasses. Les conditions opératoires choisies dans ce cas seront les suivantes: à l'entrée de l'installation de reformage selon la figure 3, le rapport massique eau sur solution méthanolique est de 1,75 correspondant à un rapport molaire H20/CH30H + lourds voisin de 3. Comme le rendement de gazéification du méthanol se révèle être plus faible que dans le cas du CH30H standard et que la purification restitue 80 % de l'hydrogène fabriqué, l'introduction en (1) de solution méthanolique s'élève à 385 Kg/h et en (2) on a 674 Kg/h d'eau de procédé. Les condensats (12) ne sont pas recyclés étant donné que la plus grande partie des impuretés se retrouve dans cet effluent. La pression pour le système de purification est réglée à 20 bars. Le flux (1) est réparti en 2 courants; (1A), représentant 40 % de la quantité de CH30 OH introduit qui est nrélangé avec toute l'eau de procède (2), et le courant (lB) qui est vaporisé seul vers 180 C dans l'échangeur (3B). Le mélange eau méthanol ainsi préparé (lA + 2) se trouve d'abord partiellenment réchauffé dans (3A) puis vaporisé et surchauffé dans (4A) à une température de 4700C. Le taux de vapeur élevé, de l'ordre de 7,5 permet d'effectuer cette dernière opération sans problème de carbone ainsi que de réaliser la réaction de reformage dans le réacteur (5A) contenant un catalyseur de coeposition pondérale: ZnO: 71 %, Cr203: 22 %, A1203: 7 % d'o les gaz sortent à 300 C en (1OA). La seconde partie de la solution méthanolique (lB) soit 231 Kg/h sous forme vaporisée et légèrement surchauffée est mélangée à ce flux (1OA) puis l'ensemble passant dans le four (8) se retrouve à 490 C en sortie de (4B). Dans le 2ème réacteur (5B), contenant un catalyseur de coeposition pondérale identique à l'exemple 1, se termine la réaction de réformage du méthanol. Le mélange gazeux (lOB) quittant (5B) à 300 C sert d'abord à réchauffer, vaporiser et légèrement surchauffer les 231 Kg/h du fluide (lB), puis à préchauffer jusque vers 140 C les 828 Kg/h du mélange (lA + 2). Le gaz résiduaire (13) issu de la purification ne suffisant pas à apporter toute la chaleur nécessaire au système, il faut un combustible d'appoint. Si celui-ci (14) se trouve réchauffé en (4D) ainsi que la totalité de l'air de combustion (15) en (4C), on aura besoin de l'ordre de 35 Kg/h de fuel avec des funmes sortant en (9) à 250 C. EXEMPLE 4 Pour une unité également de 6C00 Nm3/h d'hydrogène selon la figure (4) avec un rapport molaire H20/CH30H d'une valeur classique de 2, une pression de 25 bars et un rendement de purification de 80 %, la quantité requise de méthanol souillé est cette fois de 375 Kg/h pour 422 Kg/h d'eau de procédé. Ce mélange liquide réchauffé dans (3) à 203 C se vaporise et se surchauffe dans (4A) jusqu'à la température de 425 C. Il entre dans le-premier réacteur (5A) contenant un catalyseur o 30 % de la réaction de reformage a lieu, si bien que le fluide sortant en (1OA) à 300 C présente la composition suivante: o0 = 0,2 %, Co2 = 8,2 %, H2 = 24, 8 %, CH3OH + impuretés = 19,5 %, H20 = 47,3 %. Ce courant gazeux réchauffé à 440 C dans (4B) pénètre dans le second secteur (5B) contenant 350 kg de catalyseur o réagissent 35 % supplémentaires de CH3OH. En (lOB) , les gaz réactés à 300 C possèdent la nouvelle composition: CO = 0,6 %, C02 = 14,5 %, H2 = 44,8 %, CH3OH + impuretés = 8,2 %, H20 =31,9 %. Un dernier passage dans l'échangeur (4C) du four (8) remonte le niveau de température à 435 C, ce qui permet de réaliser la fin de la réaction du reformage dans le 3ème réacteur (5C) contenant 350 Kg de catalyseur. Le gaz entrant à la purification ne différe guère de celui de l'exemple 7. les condensats rassemblant la majorité des impuretés éventuelles sont préférablement dans ce cas rejetés et non recyclés. A titre de cotparaison avec l'exemple 10, environ 10 Kg/h de combustible d'appoint, sous forme de fuel, sont à brûler en plus du gaz résiduaire (13) provenant de la purification pour satisfaire la demande calorifique du four; les funmes quittent (9) vers 250 C après avoir réchauffé le comburant (15) et le combustible (14) en (4D) et (4E). EXEMPLE 5 Dans l'installation selon la figure 5, à la sortie du réacteur (5), un gaz (16) contenant de l'hydrogène ou autre élément peut être récupéré et introduit dans le système. Egalement une partie du fluide gazeux (10A) issu de (5) a la possiblité d'être recyclé. Ce fluide de recyclage sert donc à la fois de fluide caloporteur et de moyen de faire varier la composition du gaz, par déplacemaent des équilibres chimiques. En choisissant le cas le plus simple au taux de recyclage 1/1, soit un volume de gaz recyclé en (10A) pour un volume extrait en (10) (ce qui n'affecte pas la composition du gaz), il est démontré que la réaction de reformage s'effectue en une seule passe de surchauffe des réactants. Reprenons l'exemple n 2, après réchauffage des 6549 Kg/h du mélange liquide mréthanol-eau-(1 + 2) dans l'échangeur (3), ces fluides sont vaporisés et légèrement surchauffés dans (4A). A ces 6471 Nm3/h de réactants s'ajoutent la moitié du courant gazeux sortant à 300 C, du réacteur (5), soit 8537 Nm3/h. L'ensemble de ces 15008 Nm3/h est alors surchauffé dans (4B) jusqu'à 495 C, ce qui suffit à fournir la chaleur de réaction du reformage adiabatique des 3083 Kg/h de méthanol. La composition du flux gazeux quittant (5) est la même que dans l'exemple cité n 2 mais le débit horaire est double, c'est-à-dire 17074 Nm3h. La quantité de chaleur à fournir dans le four demeure identique mais il faut ajouter l'énergie de recirculation du gaz (10A). Pour indication dans l'exemple présent, il faudra installer un moteur d'environ 100 cv pour recoapresser de 1,5 bar les 8037 Nm3/h de gaz à recycler. EXEPLE 6 Si l'on reprend les conditions de l 'exemple (1), selon l'installation de la figure 6, avec un rendement de 80 % les débits massiques deviennent dans ce cas particulier 155 Kg/h en (1) et 174 Kg/h en (2). Dans l'échangeur (3), le mulange liquide reçoit 55700 Ical/h. Pour surchauffer ce mélange à 500 C, il faut lui fournir dans le serpextin (4): 137100 Kcal/h. Le réacteur adiabatique (5A) réalise environ la nmoitié de la réaction de reformage, les effluents sortant ainsi à 300 C. Le réacteur tubulaire (5B) termine la transformation du méthanol en absorbant 37.300 Kcal/h, apportées de l'extérieur par un fluide caloporteulr (17). Pour une température de sortie en (lOB) circulent 538 Nm3/h de gaz humide de mme composition que l'e-xemple (7) du brevet principal. Par contre en (13), la composition du gaz résiduaire devient: H2 = 36,5 %, CO = 4,0 %, CH4 + CH30H = 0,6 %, C02 = 58,3 %, H20 = 0,6 % pour un débit horaire de 171 M3. Pour une température de sortie de fumées de 250 C en (9), le four (8) disposera de 160.300 Kcal/h potentielleiet échangeables, ce qui dégage un excédent de 23.200 Kcal/h représentant 14,4 %. REVENDICATIONS 1. Procédé de reformage du méthanol selon la revendication 1 du brevet principal, caractérisé en ce que la vaporisation et la surchauffe du mélange réactionnel mnthanol-eau sont réalisées directement à l'intérieur de la zone de combustion du gaz résiduaire, de préférence à une température comprise entre environ 300 et 500 C. 2. Procédé de reformage du méthanol en deux stades, selon la revendication 1, caractérisé par un double passage en circulation du mélange réactant et du mélange sortant du premier stade de reformage à l'intérieur de la zone de caombustion du gaz résiduaire; la totalité de la réaction de reformage étant conduite en régime adiabatique. 3. Procédé de reformage du méthanol selon la revendication 1 ou 2, caractérisé en ce qu'un combustible d'appoint apporte le complément de chaleur nécessaire à l'équilibre thermique du système adiabatique. 4. Procédé de reformage du méthanol selon la revendication 1 ou 2, caractérisé en ce qu'un fluide caloporteur fournit le coaplément de chaleur nécessaire au second stade de reformage. 5. Procédé de reformage du méthanol selon une quelconque des revendications 1 à 4, caractérisé en ce que la réaction de reformage est conduite avec recyclage soit d'une fraction du courant gazeux issu de la réaction de reformage, soit d'un courant gazeux de provenance extérieure, soit de la combinaison des deux flux gazeux. 6. Procédé de reformage du méthanol selon la revendication 2, caractérisé en ce qu'une fraction du méthanol et la totalité de la vapeur d'eau sont introduites dans le premier stade de reformage, le cnplémnent en méthanol après vaporisation et surchauffe étant ajouté au mélange gazeux issu du premier stade de reformage, et avant son entrée au second stade de reformage. 7. Procédé de reformage du méthanol selon la revendication 1, caractérisé en ce que le vaporeformage en régime adiabatique est conduit dans au moins trois zones réactionnelles en série, la température d'entrée dans chacune desdites zones étant de l'ordre de 430 C. 8. Installation pour la mise en oeuvre du procédé de reformage du méthanol selon la revendication 6 du brevet principal, caractérisée en ce qu'elle contient à l'intérieur du four de combustion du gaz résiduaire (8) un dispositif de vaporisation et surchauffe du type serpentin (4A) figure 1. 9. Installation pour la mise en oeuvre du procédé de reformage du méthanol selon la revendication 6 du brevet principal, caractérisée en ce qu'elle comprend le réacteur adiabatique (5A). en série avec le réacteur tubulaire (5B) figure 6. 10. Installation pour la mise en oeuvre du procédé de reformage du méthanol selon la revendication 3, caractérisée en ce qu'elle comprend les deux réacteurs adiabatiques en série (5A) et (5B) figure 2, les dispositifs de vaporisation et surchauffe du type serpentin (4A) et (4B) et les circuits (14, 15) du fluide combustible d'appoint et de l'air ainsi que leurs dispositifs de surchauffe (4D-4C) placés à l'intérieur du four de combustion (8). 11. Installation pour la mise en oeuvre du procédé de reformage du méthanol selon la revendication 10, caractérisée en ce qu'elle caprend les trois réacteurs adiabatiques (SA, 5B et 5C) montés en série, les dispositifs de vaporisation et surchauffe (4A, 4B, 4C) et les circuits (14, 15) du fluide combustible d'appoint et de l'air ainsi que leurs dispositifs de surchauffe (4D, 4E) figure 4. 12. Installation pour la mise en oeuvre du procédé de reformage du méthanol selon la revendication 10, caractérisée en ce qu'elle comporte les deux conduites d'introduction du méthanol (1A) et (lB) et les échangeurs de chaleur (3A) et (3B) figure 3. 13. Installation pour la mise en oeuvre du procédé de reformage du méthanol selon la revendication 5, caractérisée en ce qu'elle comporte une conduite de recyclage (10A) insérée sur le circuit entre les dispositifs de surchauffe (4A) et (4B) à l'intérieur du four à combustion (8) et une conduite (16) d'introduction du courant gazeux de provenance extérieure sur la conduite (10) au-dessus de (10A) figure 5.