FR 3001973 A1 20140815 FR 1351187 A 20130212 -1 La présente invention concerne le domaine du réformage catalytique des essences. Elle concerne aussi bien le procédé de réformage réalisé avec des réacteurs dits à lits fixes, procédé appelé réformage semi-régénératif, dans lequel le catalyseur ne circule pas à l'intérieur des réacteurs, que le procédé de réformage catalytique à lits circulants, appelé procédé de reformage catalytique continu ou à lits mobiles, procédé dans lequel le catalyseur circule d'un réacteur à l'autre. Le réformage catalytique est un procédé, bien connu de l'homme de l'art, permettant de produire des essences à haut indice d'octane ainsi que des aromatiques tels que le benzène, le toluène et les xylènes. Le réformage catalytique consiste à mettre en contact une charge hydrocarbonée de type essence c'est-à-dire une charge contenant des hydrocarbures ayant entre 5 et 10 atomes de carbone avec un catalyseur sous des conditions de températures et de pression élevées. Les catalyseurs de réformage catalytique sont constitués en général d'une phase métallique permettant les transferts d'hydrogène, communément du platine, un composé halogéné, communément du chlore et un support oxyde amorphe, usuellement de l'alumine. Des promoteurs additionnels sont généralement utilisés pour prévenir le frittage, et augmenter la sélectivité. Parmi ces promoteurs, on trouve de façon général du rhénium, de l'iridium, de l'étain, du palladium.... En général, la partie réactionnelle du réformage catalytique est constituée par un nombre de réacteurs compris entre 2 et 5, et de façon privilégiée entre 2 et 4 réacteurs. Ces réacteurs peuvent fonctionner avec des lits fixes de catalyseur ou avec des lits circulants de catalyseur. Chaque réacteur est précédé d'un chauffage de la charge car les réactions prenant place dans ces réacteurs sont endothermiques. La charge est chauffée à des températures comprises entre 420 et 580°C, de façon préférée entre 460 et 540°C en présence d'hydrogène et sous une pression totale comprise entre 2 et 40 bar (c'est-à-dire entre 0,2 et 4 MPa), de façon préférée entre 3,5 bar et 20 bar (c'est-à-dire entre 0,35 et 2 MPa). Dans les réacteurs à lit fixe, la charge peut être injectée en haut du réacteur et s'écoulée vers le bas ou être injectée en bas du réacteur et remontée vers le haut du réacteur, communément appelé par l'homme de l'art "downflow" ou "upflow ". Dans les réacteurs à lit mobiles la charge circule conjointement avec le catalyseur du haut vers le bas. Ce type de procédé est décrit en détail dans les brevets US 4,212,726, US 4,325,807, US 4,431,522, US 4,483,766 , WO 93/22404. Dans le cas de réacteurs où le catalyseur est mobil, appelé réformage catalytique à lits mobiles ou à catalyseur circulant, les réacteurs peuvent être : - disposés côte à côte, le catalyseur étant transporté du fond d'un réacteur en tête du réacteur suivant puis arrivé au dernier réacteur, le catalyseur est alors amené vers la colonne de régénération par une ligne d'élévation (un dispositif similaire est décrit dans le brevet FR 2 961 215), soit - disposés en empilement vertical et le catalyseur s'écoule par gravité d'un réacteur au suivant situé au dessous du réacteur précédent. Une ligne d'élévation en fond du dernier réacteur permet d'introduire le catalyseur en tête de colonne de régénération (un dispositif similaire est décrit dans le brevet US 4,325,807). La présente invention concerne tous les types de procédés de réformage quelque soit la technologie des réacteurs. Elle consiste à récupérer de la chaleur perdue des effluents de réactions à basse température, classiquement inférieure à 200°C, et d'utiliser cette chaleur afin de produire de l'électricité permettant d'améliorer l'intérêt du procédé. De manière générale, la présente invention concerne un procédé de reformage d'une charge d'essence avec production d'électricité, dans lequel on effectue les étapes suivantes : a) on met en contact la charge d'essence avec un catalyseur de reformage en présence d'hydrogène, de manière à produire un mélange composé d'une essence réformée et d'hydrogène, b) on fournit au moins un fluide caloporteur à une température inférieure à ladite température dudit mélange et à une pression déterminée de manière à ce que la température de vaporisation dudit fluide à ladite pression est inférieure à ladite température du mélange, c) on refroidit ledit mélange par échange de chaleur avec ledit fluide caloporteur, le fluide caloporteur étant vaporisé durant l'échange de chaleur, d) on détend le fluide caloporteur vaporisé obtenu à l'étape c) dans au moins une turbine couplé à une génératrice pour produire de l'électricité. Selon l'invention, on effectue en outre les étapes suivantes : e) on condense le fluide caloporteur obtenu à l'étape d), f) on pompe le fluide caloporteur obtenu à l'étape e), à une pression égale à ladite pression déterminée à l'étape b), puis g) on recycle à l'étape c) le fluide caloporteur obtenu à l'étape f). 15 On peut en outre effectuer outre les étapes suivantes : h) on sépare le mélange refroidi à l'étape c) en une fraction enrichie en essence réformée et une fraction enrichie en hydrogène, i) on comprime au moins une partie de la fraction enrichie en hydrogène pour obtenir une fraction comprimée, 20 j) on sépare la fraction comprimée pour obtenir un gaz combustible et une phase liquide, k) on distille la phase liquide pour produire un effluent gazeux et un effluent liquide, et dans ce cas, à l'étape c) on peut refroidir ledit mélange, et en outre, au moins 25 l'un des flux choisis parmi la fraction comprimée, l'effluent gazeux, et l'effluent liquide, par échange de chaleur avec ledit fluide caloporteur, le fluide caloporteur étant vaporisé durant l'échange dechaleur. On peut, en outre, effectuer les étapes suivantes: I) on comprime une deuxième partie de la fraction enrichie en hydrogène et on 30 recycle ladite deuxième partie à l'étape a), m) avant l'étape j), on met en contact ladite essence réformée avec ladite fraction comprimée. A l'étape b), on peut fournir ledit fluide caloporteur à une température inférieure à 5 50°C et à une pression déterminée de manière à ce que la température de vaporisation dudit fluide à ladite pression soit inférieure à 50°C. A l'étape b), on peut choisir le fluide caloporteur de manière à ce qu'il comporte une température critique supérieure à la température dudit mélange obtenu à l'étape a). Ladite pression déterminée à l'étape b) peut être inférieure à la pression critique du 10 fluide caloporteur. Le fluide caloporteur peut comporter au moins l'un des composés suivants : un alcane comportant entre 1 et 7 atomes de carbone, un alcène comportant entre 1 et 7 atomes de carbone, un alcool, une molécule comportant une fonction amine, une molécule comportant une fonction thiol, une molécule comportant au moins un 15 atome de chlore. A l'étape d), la différence de pression du fluide caloporteur entre l'entrée et la sortie de la turbine peut être supérieure ou égale à 1 bar. A l'étape b), on peut fournir au moins deux fluides caloporteurs, chacun des fluides ayant une température inférieure à la température de l'effluent et une pression 20 déterminée de manière à ce que la température de vaporisation dudit fluide à ladite pression soit inférieure à la température de l'effluent. Dans ce cas, à l'étape c), on peut refroidir ledit mélange par échange de chaleur avec lesdits fluides caloporteurs, les fluides caloporteurs étant vaporisés durant l'échange de chaleur, et à l'étape d), on peut détendre chacun des fluides caloporteurs vaporisés obtenus à l'étape c) 25 dans au moins une turbine couplée à une génératrice pour produire de l'électricité. Dans ce cas, à l'étape b), lesdits deux fluides caloporteurs peuvent avoir des compositions différentes. Lesdits deux fluides caloporteurs peuvent également avoir des températures différentes. D'autres caractéristiques et avantages de l'invention seront mieux compris et apparaîtront clairement à la lecture de la description faite ci-après en se référant aux dessins parmi lesquels : - Les figures 1 et 2 représentent des procédés classiques de réformage catalytique non conforme à l'invention : la figure 1 décrit le procédé dit "semi- régénératif" et la figure 2 le procédé dit à "lits circulants" ou "lits mobiles", - La figure 3 représente en détail le dispositif de récupération de chaleur pour production d'électricité mis en oeuvre dans les procédés selon l'invention, notamment décrits par les figures 4 et 5, - Les figures 4 et 5 représentent des exemples de réalisation de procédés de réformage selon l'invention. Description de la figure 1 : Procédé de réformage semi-régénératif. La charge constituée d'un mélange d'hydrocarbures possédant entre 5 et 12 atomes de carbone est acheminée par la ligne 1. Elle est mélangée à de l'hydrogène, arrivant par la ligne 2, à une pression comprise entre 10 et 20 bars (c'est-à-dire entre 1 et 2 MPa). Ce mélange traverse un échangeur de chaleur El où il est chauffé de 90°C à 400°C par les effluents finaux de la réaction, arrivant par la ligne 3, se trouvant à une température d'environ 450°C. Le mélange charge et hydrogène chaud, arrivant par la ligne 4, est alors chauffé dans un four Fl à 520°C, avant d'être injecté par la ligne 5 dans le premier réacteur Rl. Les effluents de la réaction sortent du réacteur R1 par la ligne 6, à plus basse température. Ils sont donc réchauffés dans un deuxième four F2, avant de pénétrer par la ligne 7 dans le deuxième réacteur R2. Les effluents du deuxième réacteur, ligne 8, sont réchauffés dans un troisième four F3, avant de pénétrer par la ligne 9 dans le troisième réacteur R3. Les effluents du troisième réacteur sortent par la ligne 10 afin d'être réchauffés par un quatrième four F4 avant de pénétrer dans un quatrième réacteur R4 par la ligne 11. Le catalyseur est sous forme de grain solide, par exemple sous forme de bille ayant entre 0,5 et 20 mm de diamètre ou sous forme de cylindre ayant entre 0,5 et 20 mm 30 de diamètre. Les grains de catalyseur sont composés d'un support poreux, par exemple une alumine, sur lequel a été déposé différents composés, notamment du platine et du chlore, et éventuellement de l'étain, du rhénium, de l'indium et/ou du phosphore. Les effluents finaux sont acheminés par la ligne 3 à l'échangeur de chaleur El, couramment nommé "échangeur charge-effluents", permettant de chauffer le mélange charge-hydrogène et de refroidir les effluents, évacués par la ligne 12, à une température de 110°C. Les effluents sont refroidis par un refroidisseur à air Al jusqu'à une température proche de 60°C puis par un refroidisseur à eau E2 jusqu'à une température voisine de 40°C. Ces effluents à 40°C circulant dans la ligne 14 sont mélangés avec des hydrocarbures condensés arrivant par la ligne 22, provenant de séparateurs gaz-liquide en aval de compresseurs avant d'être injectés dans un séparateur S1 fonctionnant par exemple à une pression entre 3 et 6 bar (c'est-à-dire entre 0,3 et 0,6 MPa). La phase liquide évacuée par la ligne 16, constituée d'hydrocarbures condensés, est réinjectée en aval du train de compression dans la ligne 28. La phase gazeuse, constituée d'un mélange d'hydrogène et d'hydrocarbures, est évacuée de S1 par la ligne 17. Une partie de cette phase vapeur, par exemple moins de 50%volume, est envoyée par la ligne 18 dans un compresseur Cl pour être comprimée à une pression comprise entre 10 et 20 bar (c'est-à-dire entre 1 et 2 MPa) avant d'être mélangée à la charge par la ligne 2. Le restant de la phase gazeuse, de préférence au moins 50%volume, est envoyé dans un compresseur C2 par la ligne 19 pour être comprimé à une pression entre 5 et 9 bars (c'est-à-dire entre 0,5 et 0,9 MPa), puis est évacué par la ligne 20. Au cours de cette compression, la température du gaz s'est élevée à une température supérieure à 110°C. Un échangeur à eau E3 va abaisser la température du gaz aux environs de 40°C avant d'être injecté par la ligne 21 dans un séparateur gaz-liquide S2 à plus faible pression. La phase liquide évacuée de S2 par la ligne 22 va être recyclée à l'entrée du premier séparateur S1 en mélange avec la ligne 14. La phase gazeuse est amenée par la ligne 23 à un autre compresseur C3 pour être comprimée à une pression comprise entre 9 et 14 bar (c'est-à-dire entre 0,9 et 1,4 MPa), puis est évacuée par la ligne 24. Au cours de la compression, la température du gaz a augmenté et atteint des températures supérieures à 100°C. Un refroidisseur à eau E4 va abaisser la température du gaz à une température voisine de 40°C avant d'être injectée par la ligne 25 dans un séparateur gaz-liquide S3. La phase liquide, constituée d'hydrocarbures condensés, est évacuée par la ligne 26 afin d'être mélangée à la phase liquide de la ligne 22 et d'être recyclée en amont du séparateur S1. La phase gazeuse est acheminée par la ligne 27 à un compresseur C4 afin d'être comprimée à une pression comprise entre 14 et 30 bars (c'est-à-dire entre 1,4 et 3 MPa) et être évacué par la ligne 28. Cette phase gazeuse est mélangée à la phase liquide provenant du séparateur S1 arrivant par la ligne 16 avant d'être refroidie par un échangeur à eau E5 à une température voisine de 40°C, puis est évacuée par la ligne 29. Ce mélange est envoyé dans un séparateur gaz-liquide S4. La phase gazeuse constituée majoritairement d'hydrogène à plus de 95% est évacuée de S4 par la ligne 30 et est envoyée ensuite dans des réservoirs pour y être stockée ou utilisée par d'autres unités de raffinage. La phase liquide évacuée de S4 par le conduit 31 est envoyée dans un séparateur gaz-liquide à plus basse pression S5 dans lequel la phase gazeuse est évacuée par la ligne 32 et est constituée majoritairement d'hydrogène et d'hydrocarbures légers (méthane, éthane, propane et butane). Cette phase gazeuse est communément appelée "fuel gas" et est utilisée comme combustible pour combler les différents besoins thermiques des procédés de raffinage. La phase liquide est acheminée par la ligne 33 à un échangeur E6 où elle va être chauffée à une température supérieure à 110°C par échange de chaleur avec le fluide de la ligne 41. La phase liquide chaude issue de E6 est acheminée par la ligne 34 dans un dispositif CA1 où les impuretés, notamment le chlore, vont être éliminées. La phase liquide épurée issue de CA1 par la ligne 35 va être réchauffée à une température supérieure à 150°C dans un échangeur E7 par échange de chaleur avec un fluide chaud provenant de la ligne 40 avant d'être injectée, par la ligne 36, dans une colonne de distillation CO2 permettant de séparer une coupe lourde constituée de composés possédant plus de 5 atomes de carbone (en fond de colonne) et d'une coupe légère constituée de composés ayant moins de 5 atomes de carbone (en tête de colonne). La coupe lourde est évacuée en fond de colonne CO2 par la ligne 37. Une partie de cette coupe est envoyée par la ligne 38 vers un échangeur E8 où elle sera réchauffée par de la vapeur avant d'être recyclée dans la colonne par la ligne 39. L'autre partie circulant dans la ligne 40 sert à réchauffer la charge de la colonne de distillation à travers les échangeurs E6 et E7 et sera envoyée par la ligne 42 à un refroidisseur à air A3 afin que sa température descende à 60°C, dans la ligne 43, puis à un refroidisseur à eau E10 afin que sa température soit voisine de 40°C dans la ligne 44, où elles sera envoyée vers des bacs de stockage. La partie légère est évacuée en tête de colonne CO2 par la ligne 43 où elle va être refroidie de 80°C par un refroidisseur à air A2. Puis la partie légère est envoyé par la ligne 44 à un refroidisseur à eau E9 à pour être refroidie à 40°C afin d'être envoyée par la ligne 45 dans un ballon séparateur B1. Dans ce ballon B1, l'eau liquide est évacuée par la ligne 46. La phase liquide, séparée dans B1, constituée d'hydrocarbures condensés sera recyclée dans la colonne CO2 par la ligne 47 afin de constituer le reflux de la colonne. La phase gazeuse est récupérée en tête de B1 par la ligne 48 afin d'être mélangée au flux de la ligne 31 en amont du séparateur S5. Dans ce type de procédé, lorsque le catalyseur est désactivé ou la température nécessaire pour atteindre les spécifications est trop élevée, l'unité est arrêtée et les catalyseurs sont régénérés. Description de la figure 2 : Procédé de réformage à lits mobiles. La charge constituée d'un mélange d'hydrocarbures possédant entre 5 et 10 atomes de carbone est acheminée par la ligne 1. Elle est mélangée à de l'hydrogène arrivant par la ligne 2 à une pression comprise entre 10 et 20 bars (c'est-à-dire entre 1 et 2 MPa). Ce mélange traverse un échangeur de chaleur El où il est chauffé de 90°C à 400°C par les effluents finaux de la réaction, arrivant par la ligne 3, se trouvant à une température d'environ 450°C. Le mélange charge et hydrogène chaud, arrivant par la ligne 4, est alors chauffé dans un four Fl à 520°C, avant d'être injecté par la ligne 5 dans le premier réacteur Rl. Les effluents de la réaction sort du réacteur R1 par la ligne 6, à plus basse température. Le catalyseur du premier réacteur R1 est envoyé par une ligne 7 jusqu'au deuxième réacteur R2. Les effluents du premier réacteur R1 sont donc réchauffés dans un deuxième four F2, avant de pénétrer par la ligne 8 dans le deuxième réacteur R2. Les effluents du deuxième réacteur R2, évacués par la ligne 9, sont réchauffés dans un troisième four F3, avant de pénétrer par la ligne 11 dans le troisième réacteur R3. Le catalyseur sortant du deuxième réacteur R2 est envoyé dans le troisième réacteur R3 par la ligne 10. Le catalyseur est sous forme de grain solide, par exemple sous forme de bille ayant entre 0,5 et 20 mm de diamètre afin de faciliter la circulation du catalyseur dans les réacteur R1, R2 et R3. Les grains de catalyseur sont composés d'un support poreux, par exemple une alumine, sur lequel a été déposé différents composés, notamment du platine et du chlore, et éventuellement de l'étain, du rhénium, de l'indium et/ou du phosphore. Les effluents du troisième réacteur sortent par la ligne 3 à l'échangeur de chaleur E1, couramment nommé "échangeur charge-effluents", permettant de chauffer le mélange charge-hydrogène et de refroidir les effluents à une température de 110°C évacué par la ligne 14. Le catalyseur désactivé par la coke engendré par la réaction est envoyé dans un régénérateur RR par la ligne 12. Dans le régénérateur, le catalyseur est régénéré par combustion en présence d'un gaz pauvre en oxygène et subit un traitement au chlore. Après régénération, le catalyseur est envoyé en tête du premier réacteur R1 par la ligne 13, où il subira une réduction en présence d'hydrogène avant d'être recyclé dans le premier réacteur Rl. Les effluents finaux issu de El par la ligne 14 sont refroidis par un refroidisseur à air Al jusqu'à une température proche de 60°C puis par un refroidisseur à eau E2 jusqu'à une température voisine de 40°C. Les effluents à 40°C issue de E2 par la ligne 16 sont mélangés avec des hydrocarbures condensés arrivant par la ligne 23, provenant de séparateurs gaz-liquide en aval de compresseurs avant d'être injectés dans un séparateur S1 fonctionnant à une pression comprise entre 3 et 6 bar (c'est-à-dire entre 0,3 et 0,6 MPa). La phase liquide évacuée de S1 par la ligne 17, constituée d'hydrocarbures condensés, est réinjectée en aval du train de compression dans la ligne 29. La phase gazeuse, constituée d'un mélange d'hydrogène et d'hydrocarbures, est évacuée de S1 par la ligne 18. Une partie de cette phase vapeur (de préférence moins 50% en volume) est envoyée dans un compresseur Cl par la ligne 19, pour être comprimée à une pression comprise entre 10 et 20 bar (c'est-à-dire entre 1 et 2 MPa)avant d'être mélangée à la charge via la ligne 2. Le restant de la phase gazeuse, de préférence au moins 50% en volume, est envoyé dans un compresseur C2 par la ligne 20 pour être comprimé à une pression entre 5 et 9 bars (c'est-à-dire entre 0,5 et 0,9 MPa) et est évacué par la ligne 21. Au cours de cette compression, la température du gaz s'est élevée à une température supérieure à 110°C. Un échangeur à eau E3 va abaisser la température du gaz aux environs de 40°C avant d'être injecté par la ligne 22 dans un séparateur gaz-liquide S2 à plus faible pression. La phase liquide évacuée de S2 par la ligne 23 va être recyclée à l'entrée du premier séparateur S1 en étant mélangée avec le fluide de la ligne 16. La phase gazeuse est amenée par la ligne 24 à un autre compresseur C3 pour être comprimée à une pression comprise entre 9 et 14 bar (c'est-à-dire entre 0,9 et 1,4 MPa), puis est évacuée par la ligne 25. Au cours de la compression la température du gaz a augmenté et atteint des températures supérieures à 100°C. Un refroidisseur E4 à eau va abaisser la température du gaz à une température voisine de 40°C avant d'être injecté par la ligne 26 dans un séparateur gaz-liquide S3. La phase liquide, constituée d'hydrocarbures condensés, est évacuée de S3 par la ligne 27 afin d'être mélangée à la phase liquide de la ligne 23 et d'être recyclée en amont du séparateur S1. La phase gazeuse est acheminée par la ligne 28 à un compresseur C4 afin d'être comprimée à une pression comprise entre 14 et 30 bars (c'est-à-dire entre 1,4 et 3 MPa), puis est évacuée par la ligne 29. Cette phase gazeuse est mélangée à la phase liquide provenant du séparateur S1 par la ligne 17 avant d'être refroidie par un échangeur à eau E5 à une température voisine de 40°C, puis est évacuée par la ligne 30. Ce mélange est envoyé de E5 par la ligne 30 dans un séparateur gaz-liquide S4. La phase gazeuse constituée majoritairement d'hydrogène à plus de 95% évacuée en tête de S4 par la ligne 31 est envoyée ensuite dans des réservoirs pour y être stockée ou utilisée par d'autres unités de raffinage. La phase liquide issue en fond de S2 est envoyée par la ligne 32 dans un séparateur gaz-liquide S5 à plus basse pression dans lequel la phase gazeuse est évacuée par la ligne 33 et est constituée majoritairement d'hydrogène et d'hydrocarbures légers (méthane, éthane, propane et butane). Cette phase gazeuse est communément appelée "fuel gas" et est utilisée comme combustible pour combler les différents besoins thermiques des procédés de raffinage. La phase liquide évacuée de S5 est acheminée par la ligne 34 à un échangeur de chaleur E6 où elle va être chauffée à une température supérieure à 110°C par échange de chaleur avec le fluide de la ligne 42. La ligne 35 achemine la charge liquide issue de E6 dans un dispositif CA1 où les impuretés, notamment le chlore, vont être éliminées. La phase liquide épurée issue de CA1 par la ligne 36 va être réchauffée à une température supérieure à 150°C dans un échangeur de chaleur E7 par échange de chaleur avec un fluide chaud arrivant par la ligne 41 avant d'être injectée par la ligne 37 dans une colonne de distillation CO2 permettant de séparer une coupe lourde constituée de composés possédant plus de 5 atomes de carbone (en fond de colonne) et d'une coupe légère constituée de composés ayant moins de 5 atomes de carbone (en tête de colonne). La coupe lourde est évacuée en fond de colonne CO2 par la ligne 38. Une partie de cette coupe est envoyée par la ligne 39 vers un échangeur E8 où elle est réchauffée par de la vapeur avant d'être recyclée dans la colonne par la ligne 40. L'autre partie circulant dans la ligne 41 sert à réchauffer la charge de la colonne de distillation à travers les échangeurs E6 et E7 et est envoyée par la ligne 43 à un refroidisseur air A3 afin que sa température descende à 60°C puis à un refroidisseur à eau E10 afin que sa température soit voisine de 40°C où elle sera envoyée par la ligne 45 vers des bacs de stockage. La partie légère est évacuée en tête de colonne CO2 par la ligne 44 où elle va être refroidie de 80°C par un refroidisseur à air A2. Puis la partie légère est introduite dans le refroidisseur à eau E9 par la ligne 45 pour être refroidie à 40°C afin d'être envoyée par la ligne 46 dans un ballon séparateur Bl. Dans ce ballon, l'eau liquide est évacuée par la ligne 47. La phase liquide, issue de B1, constituée d'hydrocarbures condensés est recyclée dans la colonne CO2 par la ligne 48 afin de constituer le reflux de la colonne. La phase gazeuse sera récupérée de B1 par la ligne 49 afin d'être mélangée au flux de la ligne 32 en amont du séparateur S5. Dans les procédés à lits mobiles, le catalyseur est régénéré en continu sans arrêt de 5 l'unité. Des appoints de catalyseur peuvent être effectués en cours de fonctionnement pour combler les pertes de catalyseur par attrition. Quelque soit la technologie de réacteur utilisée, la suite du traitement des effluents des réacteurs est commune dans les deux types de procédé de reformage, c'est-à10 dire les procédés de reformage semi-régénératif et les procédés de reformage à lits mobiles. Le refroidissement des effluents utilise des refroidisseurs à air (A1, A2 et A3sur les figures 1 et 2), consommant de l'électricité pour refroidir les effluents à une température d'environ 80°C et des refroidisseurs à eau (E2, E3, E4, E5, E9 et E10) 15 pour refroidir une partie des effluents à une température voisine de 40°C. Le refroidissement des effluents d'une température voisine de 200°C à environ 40°C consomme de l'énergie et la chaleur évacuée n'est pas valorisée. L'objet de la présente invention est de remédier à ce fait en permettant de 20 récupérer en partie la chaleur résiduelle de fluides à basse température, notamment à des températures inférieures ou égales à 200°C et, de façon préférée inférieure à 150°C, afin de produire de l'électricité. La présente invention propose de mettre en oeuvre, en différents endroits du 25 procédé de reformage, un cycle de Rankine à condensation améliorée afin de récupérer de l'énergie résiduelle sur les fluides ayant une température inférieure à 200°C et de façon préférée inférieure à 150°C. La présente invention propose de mettre en oeuvre un procédé de 30 récupération de chaleur permettant de produire de l'énergie mécanique, et en particulier de l'électricité. Ce procédé est constitué de deux étapes : - une étape d'échange de chaleur entre le fluide à basse température et un fluide caloporteur, permettant de vaporiser sous pression le fluide caloporteur - et un cycle de Rankine dont la détente du fluide caloporteur permettra de produire de l'énergie mécanique et donc de l'électricité. Le procédé de la figure 4, respectivement de la figure 5, correspond au procédé de la figure 1, respectivement de la figure 2, dans lequel on a introduit le dispositif de récupération de chaleur RE pour produire de l'électricité décrit en référence à la figure 3. De manière à être lisible, les détails du dispositif RE sont décrits en référence à la figure 3, mais ne sont pas reportés sur les figures 4 et 5. La description de la figure 3 permet d'expliciter simplement le fonctionnement du dispositif de récupération de chaleur RE pour produire de l'électricité, mais en aucun il ne peut être limitatif de l'invention. En référence à la figure 3, la référence FC désigne la ligne ou les lignes qui transportent un ou plusieurs effluents provenant du procédé de reformage, ces fluides étant introduits dans le dispositif RE sur les figures 4 et 5. Ces effluents sont à une température relativement basse, par exemple à une température inférieure à 200°C, de préférence à une température comprise entre 50°C et 200°C, voire à une température inférieure à 150°C, mais nécessitant d'être refroidi à une température inférieure à 50°C pour être comprimés, stabilisés, liquéfiés, stockés, réintroduits dans le procédé de reformage ou envoyé vers une autre unité de traitement de la raffinerie. Le ou les effluents, liquides et/ou gazeux, à basse température acheminé par la ligne FC sont envoyés dans un échangeur de chaleur A permettant d'échanger 25 de la chaleur, avec un fluide caloporteur sous pression à plus basse température acheminée par la ligne 3. (dans ce cas, on ne met pas en oeuvre le dispositif A'). Le fluide caloporteur arrivant par la ligne 3 est à l'état liquide, à une température inférieure à celle du ou des fluides à basse température arrivant la ligne FC. Par exemple, le fluide caloporteur dans la ligne 3 est à une température 30 inférieure à 200°C, voir 100°C, de préférence inférieure 50°C. Afin de pouvoir refroidir le fluide FC, le fluide arrivant par la ligne 3 peut être à une température de préférence inférieure à 50°C, de préférence inférieure à 40°C, voire inférieure à 30°C. Avantageusement, dans le cas où l'échange de chaleur est mis en oeuvre avec plusieurs fluides caloporteurs dans l'échangeur A, lesdits fluides caloporteurs sont au moins chacun à des températures différentes à leur introduction dans l'échangeur. De préférence, le fluide caloporteur ainsi que la pression du fluide caloporteur circulant dans la ligne 3 sont choisis de manière à ce que la température de vaporisation du fluide caloporteur soit inférieure à la température du fluide arrivant par la ligne FC, par exemple à une température inférieure à 200°C, de préférence inférieure à 100°C, voir inférieure à 50°C. Afin de pouvoir refroidir le fluide FC issue d'une raffinerie à basse température, le fluide caloporteur ainsi que la pression du fluide caloporteur circulant dans la ligne 3 peut être choisi de manière à ce que la température de vaporisation du fluide caloporteur soit inférieure à 50°C, de préférence inférieure à 40°C, voire inférieure à 30°C. Par exemple, la pression du fluide caloporteur dans la ligne 3 est supérieure à 2 bars (c'est-à-dire 0,2 MPa), de préférence supérieure à 5 bars (c'est-à-dire 0,5 MPa), voire 10 bars (c'est-à-dire 1 MPa). De plus, le fluide caloporteur peut être choisi de manière à ce que sa température critique soit supérieure à la température du fluide dit à basse température. Par exemple la température critique du fluide caloporteur est supérieure à 250°C, et de façon privilégiée supérieure à 300°C. De préférence, la pression du fluide caloporteur à l'entrée de l'échangeur A dans la ligne 3 est inférieure à la pression critique du fluide caloporteur. Le fluide caloporteur peut comporter des alcanes et/ou des alcènes, comportant entre 1 et 7 atomes de carbone. Le fluide caloporteur peut comporter un alcool, par exemple du méthanol, de l'éthanol, du propanol, de l'isopropanol. Le fluide caloporteur peut comporter des molécules ayant une fonction amine, par exemple de la méthylamine, de l'éthylamine, ou des molécules ayant une fonction thiol, par exemple du methylmercaptan, de l'ethylmercaptan. Le fluide caloporteur peut également contenir des molécules comportant au moins un atome de chlore comme par exemple hexaflorocène C3F6. De préférence, le fluide caloporteur ne comporte pas exclusivement que de l'eau. Au cours de l'échange de chaleur dans le dispositif A, la température de l'effluent est abaissée. L'effluent refroidi sort de l'échangeur A par la ligne S à une température inférieure à celle qu'il avait à l'entrée de l'échangeur A. L'effluent refroidi est envoyé par la ligne S dans le procédé de reformage, dans un lieu de stockage ou dans une autre unité de traitement de la raffinerie, notamment comme indiqué dans la description des figures 4 et 5. Dans l'échangeur A, la chaleur cédée par l'effluent permet de vaporiser le fluide caloporteur sous pression. Le fluide caloporteur sous pression est évacué de l'échangeur de chaleur A sous forme vapeur et est envoyé par la ligne 4 dans un dispositif B mettant en oeuvre un cycle de Rankine pour produire de l'électricité. Dans le dispositif B, le fluide arrivant par la ligne 4 est détendu dans une ou plusieurs turbines T. L'axe de la ou des turbines T est couplé à une génératrice d'électricité G : la rotation de l'axe de la turbine T entraîne la génératrice G pour produire de l'électricité évacué du dispositif B par la ligne électrique 5. Eventuellement on peut prélever de la ligne 5 l'électricité nécessaire pour entrainer la pompe P. L'électricité peut être utilisée directement dans la raffinerie ou être revendue. Le fluide caloporteur est détendu d'au moins 1 bar (c'est-à-dire 0,1 MPa), de préférence au moins 2 bars (c'est-à-dire 0,2 MPa), voire au moins 5 bars (c'est-à-dire 0,5 MPa) à travers la ou les turbines T. Dans le dispositif B, le fluide caloporteur issu de la turbine T est refroidi dans l'échangeur de chaleur E jusqu'à être totalement liquide. Alternativement, une partie du fluide caloporteur sortant de la turbine T, de préférence entre 2 et 10% volume du fluide, peut être introduit dans l'échangeur récupérateur de chaleur ER. Dans ce cas, le fluide caloporteur refroidi dans ER, ainsi que l'autre partie du fluide directement issue de la turbine T, sont ensuite refroidis dans l'échangeur de chaleur E jusqu'à être totalement liquide. Dans l'échangeur E, le fluide caloporteur est refroidi par échange de chaleur avec un fluide réfrigérant externe, par exemple de l'air, de l'eau ou un fluide cryogénique. Le fluide caloporteur liquide issu de l'échangeur E est introduit dans la pompe P pour être comprimé, pour subir une préchauffe avant d'être recyclé dans l'échangeur A, par la ligne 3, à une pression égale à ladite pression déterminée dans l'échangeur A. Eventuellement, le fluide caloporteur comprimé par la pompe P peut être injecté dans l'échangeur récupérateur ER avant d'être introduit dans l'échangeur A par la ligne 3. Le dispositif B peut, et de façon préférée, comprendre un ou plusieurs étages en série d'un agencement en série d'une turbine T et d'un échangeur récupérateur ER. Éventuellement, le fluide caloporteur issu de la pompe P peut être refroidi dans un échangeur de chaleur avec un fluide réfrigérant (non représenté sur la figure 3) avant d'être recyclé dans l'échangeur de chaleur A. Sans sortir du cadre de l'invention, le ou les effluents issus du procédé de reformage peuvent être refroidis au moyen de plusieurs fluides caloporteurs circulant dans des arrangements composés d'un échangeur et d'un cycle de Rankine similaires à l'échangeur A et au dispositif B, chacun des échangeurs pouvant fonctionner à différents niveaux de température. Sur la figure 3, on a représenté dispositif B' similaire au dispositif B, en plus de l'arrangement composé de l'échangeur A et du dispositif B. Le dispositif B' fonctionne sur le même principe que le dispositif B, avec l'échangeur de chaleur A. L'effluent introduit dans l'échangeur A par la ligne FC peut être refroidi dans l'échangeur de chaleur A par un deuxième fluide caloporteur arrivant par la ligne 3'. Le fluide caloporteur refroidi est évacué par la ligne 4' pour être introduit dans le dispositif B' mettant en oeuvre un cycle de Rankine pour produire de l'électricité. Dans le dispositif B', le fluide caloporteur est détendu dans la turbine T' couplée à la génératrice G' produisant de l'électricité évacué par la ligne 5'. Le fluide caloporteur sortant de la turbine T' passe tout ou en partie dans un échangeur récupérateur de chaleur ER'. Le fluide caloporteur refroidi dans ER' est ensuite condensé dans l'échangeur de chaleur E' jusqu'à être totalement liquide. Dans l'échangeur E', le fluide caloporteur est refroidi par échange de chaleur avec un fluide réfrigérant externe, par exemple de l'air, de l'eau ou un fluide cryogénique. Le fluide caloporteur liquide issu de l'échangeur E' est introduit dans la pompe P' pour être comprimé, puis injecté dans l'échangeur récupérateur ER' pour subir une préchauffe avant d'être recyclé dans l'échangeur A, par la ligne 3', à une pression égale à ladite pression déterminée dans l'échangeur A. Le dispositif B' peut, et de façon préférée, comprendre un ou plusieurs étages en série d'un agencement en série d'une turbine T' et d'un échangeur récupérateur ER'. Éventuellement, le fluide caloporteur issu de la pompe P' peut être refroidi dans un échangeur de chaleur avec un fluide réfrigérant (non représenté sur la figure 1) avant d'être recyclé dans l'échangeur de chaleur A par la ligne 3'. Dans le différent 5 arrangement composés des éléments A, B, et B', les fluides caloporteurs utilisés peuvent être les mêmes ou, alternativement, on peut utiliser plusieurs fluides caloporteurs différents. L'utilisation de plusieurs arrangements de fluides caloporteurs permet d'exploiter au maximum la chaleur résiduelle du fluide à basse température. Sans sortir du cadre de l'invention on peut mettre en oeuvre trois ou 10 plus de trois circuits de fluide réfrigérant dans des dispositifs similaires aux dispositifs B et B'. Les références de la figure 4, respectivement de la figure 5, identiques à celles de la figure 1, respectivement de la figure 2, correspondent aux mêmes 15 éléments. En référence à la figure 4, on introduit dans le dispositif de récupération de chaleur RE les fluides suivants : - l'essence réformée issue de l'échangeur de chaleur El par le conduit 12, 20 - les flux enrichis en hydrogène et comprimés par l'un des compresseur C2, C3, C4 arrivant respectivement par les conduits 19, 22, 26, - le flux gazeux produit en tête de la colonne CO2 et évacué par le conduit 42, - le flux liquide produit en fond de la colonne CO2 et évacué par le conduit 41. Chacun des flux refroidis dans l'échangeur de chaleur A sont évacués et 25 réinjectés dans le procédé de reformage, dans un lieu de stockage ou dans une autre unité de traitement de la raffinerie, notamment comme indiqué dans la description des figures 4 et 5. De manière plus précise, l'essence réformée arrivant par le conduit 12 dans le dispositif RE est évacuée par le conduit 13 pour être introduite dans le séparateur 30 51. Les flux enrichis en hydrogène arrivant respectivement par les conduits 19, 22, 26 sont respectivement évacués du dispositif RE par les conduits 20, 23, 27. Le flux gazeux arrivant par le conduit 42 dans le dispositif RE est évacué par le conduit 43 dans le ballon B1. Le flux liquide arrivant par le conduit 41 dans le dispositif RE est évacué par le conduit 46. En référence à la figure 5, on introduit dans l'échangeur de chaleur A les fluides suivants : - l'essence réformée issue de l'échangeur de chaleur El par le conduit 13, - les flux enrichis en hydrogène et comprimés par l'un des compresseur C2, C3, C4 arrivant respectivement par les conduits 20, 23, 27, - le flux gazeux produit en tête de la colonne CO2 et évacué par le conduit 42, - le flux liquide produit en fond de la colonne CO2 et évacué par le conduit 41. Chacun des flux refroidis dans le dispositif RE sont évacués et réinjecté dans le procédé de reformage, dans un lieu de stockage ou dans une autre unité de traitement de la raffinerie, notamment comme indiqué dans la description des figures 15 4 et 5. De manière plus précise, l'essence réformée arrivant par le conduit 13 dans le dispositif RE est évacuée par le conduit 14 pour être introduite dans le séparateur S1. Les flux enrichis en hydrogène arrivant respectivement par les conduits 20, 23, 27 sont respectivement évacués du dispositif RE par les conduits 21, 24, 28. Le flux 20 gazeux arrivant par le conduit 42 dans le dispositif RE est évacué par le conduit 43 dans le ballon B1. Le flux liquide arrivant par le conduit 41 dans le dispositif RE est évacué par le conduit 46. La description des exemples ci-après permettront d'expliciter simplement les 25 différences de fonctionnement entre les procédés classiques de réformage catalytique non conforme à l'invention (figures 1 et 2) et les procédés selon l'invention (figures 4 et 5). Exemple 1 : Procédé de réformage non conforme à l'invention selon les 30 figures 1 et 2 : L'échangeur à l'air appelé communément aéroréfrigérant, noté Al sur les figures 1 et 2, possède une puissance thermique de 27,5 MW qui va entraîner une consommation électrique d'environ 200 kW. L'échangeur à l'air appelé communément aéroréfrigérant, noté A2 sur les figures 1 et 2, possède une puissance thermique de 3.12 MW qui va entraîner une consommation électrique d'environ 36 kW. L'échangeur à l'air appelé communément aéroréfrigérant, noté A3 sur les figures 1 et 2, possède une puissance thermique de 10.54 MW qui va entraîner une consommation électrique d'environ 66 kW. L'échangeur à eau E2 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 1161 tonnes/heure 10 d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 33 kW. L'échangeur à eau E3 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 803 tonnes/heure d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 22,8 kW. 15 L'échangeur à eau E4 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 789 tonnes/heure d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 22,4 kW. L'échangeur à eau E5 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 869 tonnes/heure d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 24,6 20 kW. L'échangeur à eau E9 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 570 tonnes/heure d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 16,4 kW. L'échangeur à eau E10 (figure 1 et figure 2) va utiliser environ 422 tonnes/heure 25 d'eau froide, alimenté par une pompe dont la consommation électrique est d'environ 12 kW. Au total, chacun des procédés de réformage catalytique selon l'une des figures 1 ou 2 va consommer 0,43 MW électrique pour refroidir les fluides dont la température est 30 voisine ou inférieure à 200°C pour les amener à une température de 43°C. Exemple 2 : Procédé de réformage catalytique selon l'invention selon les figures 4 et 5: Les différents équipements décrits dans l'exemple 1 sont remplacés par le dispositif RE basé sur un cycle de Rankin (schématisé par la figure 3) dont le refroidissement des fluides sert à vaporiser un fluide qui est ensuite détendu dans une turbine permettant de produire de l'électricité. Les enchainements de fluides sont décrits dans les figures 4 et 5. Il s'agit du même exemple que dans le cas précédent mais dans lequel les 10 fluides chauds au lieu d'être refroidis dans des échangeurs à air et à eau froide sont refroidis par vaporisation d'un fluide caloporteur en l'occurrence du propane selon les figures 4 et 5 dans les dispositifs de récupération de chaleur RE. Les figures 4 et 5 permettent d'illustrer un exemple permettant d'expliciter le 15 fonctionnement du dispositif de récupération de chaleur RE. Cet exemple ne sert qu'à illustrer le procédé et ne peut être limitatif de l'invention. Les effluents sortant de l'échangeur de chaleur El sont envoyés dans le dispositif RE sur les figure 4 et 5. Ce fluide, d'un débit de 364 tonnes par heure et à une température de 109°C est amené dans l'échangeur de chaleur A du dispositif RE de récupération de chaleur 20 par la ligne 12 (figure 4) ou 13 (figure 5). Dans l'échangeur de chaleur A, le flux gazeux va être refroidit par deux fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du propane liquide à 34 bar (c'est-à-dire 3,4 MPa) et 56°C, - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du propane liquide à 25 18,9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 109°C, ressort de l'échangeur de RE par la ligne 13 (figure 4) ou par la ligne 14 (figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des 30 turbines des dispositifs B et B'. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par la ligne 5 et 5', incluant la production des turbines de détente du propane et la consommation des pompes de mise en pression, représente 2,62 MW électrique. Le fluide gazeux sortant du compresseur C2 est envoyé dans le dispositif RE sur les figures 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 52,2 tonnes par heure et à une température de 123°C est amené dans l'échangeur de chaleur A du dispositif de récupération de chaleur RE par la ligne 19 (figure 4) ou 20 (figure 5). Dans l'échangeur de chaleur A, le flux gazeux va être refroidit par deux fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du propane liquide à 34 bar (c'est-à-dire 3,4 MPa) et 56°C, - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du propane liquide à 18.9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement 15 était à 123°C, ressort de RE par la ligne 20 (figure 4) ou 21 (figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des turbines des dispositifs B et B' de récupération de chaleur RE illustré par la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par les lignes 5 et 5', 20 incluant la production des turbines de détente du propane et la consommation des pompes de mise en pression, représente 0,46 MW électrique. Le fluide gazeux sortant du compresseur C3 est envoyé dans le dispositif RE sur les figures 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 47,2 tonnes par heure et à une 25 température de 124°C est amené dans l'échangeur A du dispositif de récupération de chaleur RE par la ligne 22 (figure 4) ou 23 (figure 5). Dans l'échangeur de chaleur A, le flux gazeux va être refroidit par deux fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du propane liquide à 34 bar (c'est-à-dire 3,4 MPa) et 56°C, 30 - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du propane liquide à 18.9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 124°C, ressort de l'échangeur A par la ligne 23 (figure 4) ou 24 (figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des turbines dans les dispositifs B et B' de la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par les lignes 5 et 5', incluant la production des turbines de détente du propane et la consommation des pompes de mise en pression, représente 0,43 MW électrique. Le fluide gazeux sortant du compresseur C4 est mélangé au flux liquide provenant du fond du séparateur S1 puis est envoyé dans le dispositif de récupération de chaleur RE sur les figures 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 329 tonnes par heure et à une température de 71 °C est amené dans l'échangeur A du dispositif de récupération d'énergie RE par la ligne 26 (figure 4) ou 27 (figure 5). Dans l'échangeur A, le flux gazeux va être refroidit par un fluide caloporteur constitué par du propane liquide à 18,9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et à 43°C. A l'issue de cette étape d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 71 °C, ressort de l'échangeur de chaleur A du dispositif de récupération de chaleur RE par la ligne 27 (figure 4) ou 28 (figure 5) à une température de 43°C. Le fluide caloporteur X va subir une détente dans une turbine dans le dispositif B de la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par la ligne 5, incluant la production de la turbine de détente du propane et la consommation de la pompe de mise en pression, représente 0,39 MW électrique. Le fluide gazeux sortant en tête de la colonne CO2 est envoyé dans un dispositif RE de récupération de chaleur sur les figure 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 88,3 tonnes par heure et à une température de 74°C est amené dans l'échangeur A du dispositif de récupération de chaleur RE par la ligne 42 (figure 4 et figure 5). Dans l'échangeur A, le flux gazeux va être refroidit par un fluide caloporteur constitué de propane liquide à 18,9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43°C. A l'issue de cette étape d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 74°C, ressort de RE par la ligne 43 (figure 4 et figure 5) à une température de 43 °C. Le fluide caloporteur va subir une détente dans une turbine dans le dispositif 5 B de la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par la ligne 5, incluant la production de la turbine de détente du propane et la consommation de la pompe de mise en pression, représente 0,21 MW électrique. Le fluide liquide sortant en fond de colonne CO2 est envoyé dans un 10 dispositif RE de récupération de chaleur sur les figures 4 et 5. Ce fluide d'un débit de 308 tonnes par heure et à une température de 126°C est amené dans l'échangeur A du dispositif RE par la ligne 41 (figure 4 et figure 5). Dans l'échangeur A, le flux gazeux va être refroidit par 2 fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du propane liquide à 34,3 bar 15 (c'est-à-dire 3,43 MPa) et 56°C, - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du propane liquide à 18.9 bar (c'est-à-dire 1,89 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement était à 126°C, ressort de l'échangeur A du dispositif RE par la ligne 46 (figure 4 et 20 figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des turbines dans les dispositifs B et B' de la figure 3. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par les ligne 5 et 5', incluant la production des turbines de détente du propane et la consommation des pompes de mise en 25 pression, représente 0,75 MW électrique. Au total, le procédé de reformage catalytique, selon les figures 4 et 5 de l'invention, va produire 6,5 MW électrique pour refroidir les fluides dont la température est voisine ou inférieure à 200°C pour les amener à une température de 30 43 °C. Exemple 3 : Procédé de reformage catalytique selon l'invention selon les figures 4 et 5. Il s'agit du même exemple que dans le cas précédent mais dans lequel les effluents du réacteur après l'échangeur de chaleur El sont refroidis dans le dispositif 5 RE par vaporisation d'un fluide caloporteur qui est dans ce cas-là du butane au lieu d'être du propane comme dans l'exemple 2. Les effluents sortant de l'échangeur de chaleur El sont envoyés dans le dispositif de récupération de chaleur RE sur les figures 4 et 5. Ce fluide, d'un débit 10 de 364 tonnes par heure et à une température de 109°C est amené dans l'échangeur de chaleur A du dispositif RE par la ligne 12 (figure 4) ou 13 (figure 5). Dans l'échangeur de chaleur A, le flux gazeux va être refroidit par deux fluides caloporteurs : - un premier fluide caloporteur X, constitué par du butane liquide à 12,1 bar 15 (c'est-à-dire 1,21 MPa) et 60°C, - un deuxième fluide caloporteur Y, constitué par du butane liquide à 5,8 bar (c'est-à-dire 0,58 MPa) et 43,3°C, A l'issue de ces deux étapes d'échange de chaleur, le fluide qui, initialement 20 était à 109°C, ressort de l'échangeur A du dispositif RE par la ligne 13 (figure 4) ou par la ligne 14 (figure 5) à une température de 43°C. Les fluides caloporteurs X, Y vont subir une succession de détente dans des turbines dans le dispositif B. La puissance électrique totale nette, représentée sur la figure 3 par les lignes 5 et 5', incluant la production des turbines de détente du 25 Propane et la consommation des pompes de mise en pression, représente 2,45 MW électrique. L'exemple 3 montre que pour un même type de dispositif RE, un choix judicieux du fluide caloporteur, des conditions de pressions et de température du 30 fluide à l'entrée des échangeurs ainsi que les pressions de sortie des turbines permet de maximiser la production d'électricité. REVENDICATIONS1) Procédé de reformage d'une charge d'essence avec production d'électricité, dans lequel on effectue les étapes suivantes : a) on met en contact (R1; R2; R3) la charge d'essence avec un catalyseur de reformage en présence d'hydrogène, de manière à produire un mélange composé d'une essence réformée et d'hydrogène, b) on fournit au moins un fluide caloporteur (3) à une température inférieure à ladite température dudit mélange et à une pression déterminée de manière à ce que la température de vaporisation dudit fluide à ladite pression est inférieure à ladite température du mélange, c) on refroidit (RE; A) ledit mélange par échange de chaleur avec ledit fluide caloporteur (3), le fluide caloporteur étant vaporisé durant l'échange de chaleur, d) on détend le fluide caloporteur vaporisé (4) obtenu à l'étape c) dans au moins une turbine (T) couplé à une génératrice (G) pour produire de l'électricité (5). 2) Procédé selon la revendication 1, dans lequel on effectue en outre les étapes suivantes : e) on condense (E) le fluide caloporteur obtenu à l'étape d), f) on pompe (P) le fluide caloporteur obtenu à l'étape e), à une pression égale à ladite pression déterminée à l'étape b), puis g) on recycle à l'étape c) le fluide caloporteur obtenu à l'étape f). 3) Procédé selon l'une des revendications 1 et 2, dans lequel on effectue en outre les étapes suivantes : h) on sépare (S1) le mélange refroidi à l'étape c) en une fraction enrichie en essence réformée et une fraction enrichie en hydrogène, i) on comprime (C2; C3; C4) au moins une partie de la fraction enrichie en hydrogène pour obtenir une fraction comprimée,j) on sépare (S5) la fraction comprimée pour obtenir un gaz combustible et une phase liquide, k) on distille (CO2) la phase liquide pour produire un effluent gazeux et un effluent liquide, et dans lequel à l'étape c) on refroidit ledit mélange, et en outre, au moins l'un des flux choisis parmi la fraction comprimée, l'effluent gazeux, et l'effluent liquide, par échange de chaleur avec ledit fluide caloporteur, le fluide caloporteur étant vaporisé durant l'échange de chaleur. 4) Procédé selon la revendication 3, dans lequel on effectue, en outre, les étapes suivantes: I) on comprime une deuxième partie de la fraction enrichie en hydrogène et on recycle ladite deuxième partie à l'étape a), m) avant l'étape j), on met en contact ladite essence réformée avec ladite fraction comprimée. 5) Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, dans lequel à l'étape b), on fournit ledit fluide caloporteur à une température inférieure à 50°C et à une pression déterminée de manière à ce que la température de vaporisation dudit fluide à ladite 20 pression est inférieure à 50°C. 6) Procédé selon l'une des revendications 1 à 5, dans lequel à l'étape b), on choisit le fluide caloporteur de manière à ce qu'il comporte une température critique supérieure à la température dudit mélange obtenu à l'étape a). 25 7) Procédé selon la revendication 6, dans lequel ladite pression déterminée à l'étape b) est inférieure à la pression critique du fluide caloporteur. 8) Procédé selon l'une des revendications 1 à 7, dans lequel le fluide 30 caloporteur comporte au moins l'un des composés suivants : un alcane comportant entre 1 et 7 atomes de carbone, un alcène comportant entre 1 et 7 atomes decarbone, un alcool, une molécule comportant une fonction amine, une molécule comportant une fonction thiol, une molécule comportant au moins un atome de chlore. 9) Procédé selon l'une des revendications 1 à 8, dans lequel à l'étape d) la différence de pression du fluide caloporteur entre l'entrée et la sortie de la turbine (T) est supérieure ou égale à 1 bar. 10) Procédé selon les revendications 1 à 9, dans lequel à l'étape b), on fournit au moins deux fluides caloporteurs, chacun des fluides ayant une température inférieure à la température de l'effluent et une pression déterminée de manière à ce que la température de vaporisation dudit fluide à ladite pression est inférieure à la température de l'effluent, dans lequel à l'étape c), on refroidit ledit mélange par échange de chaleur avec lesdits fluides caloporteurs, les fluides caloporteurs étant vaporisés durant l'échange de chaleur, et dans lequel à l'étape d), on détend chacun des fluides caloporteurs vaporisés obtenus à l'étape c) dans au moins une turbine couplée à une génératrice pour produire de l'électricité. 11) Procédé selon la revendication 10, dans lequel à l'étape b), lesdits deux 20 fluides caloporteurs ont des compositions différentes. 12) Procédé selon l'une des revendications 10 et 11, dans lequel à l'étape b), lesdits deux fluides caloporteurs ont des température différentes.