FR 2531768 A1 19840217 FR 8214135 A 19820813 La présente invention concerne les procédés de combustion de combustibles destinés à chauffer des corps de transfert thermique, ainsi que les appareils pour la mise en oeuvre desdits procédés. L'invention peut étire utilisée dans tout domaine de la technique où l'on utilise énergie dégagée par la combustion d'un combustible. La combustion-. des combustibles organiques est un processus fondamental de la technique moderne. L'énergie qui se dégage lors de la combustion couvre la majeur partie des besoins actuels en chaleur, en énergie électrique et en travail mécanique. L'écrasante majorité des processus technologiques employés dans l'industrie, dans l'agriculture, dans le bâtiment et les transports sont assurés par l'éner- gie se dégageant lors de la combustion de combustibles. L'expérience amère de la décennie qui vient de s' écouler est universellement connue : quand le prix du combustible augmente tout devient plus cher. Cette circonstance ainsi que les ressources restreintes en combustibles organiques qui sont extraits du sous-sol par des méthodes rationnelles posent à l'humanité l'un des problèmes globaux les plus graves : la recherche d'alternatives pour le développement technique moderne dans des conditions où la consommation mondiale de combustibles double tous les 12 à 15 ans. De pair avec le développement de ressources d'énergie qualitativement nouvelles (énergie nucléaire et-énergie thermonucléaire), le problème de lutilisation optimale de l'énergie des combustibles organiques reste d'actualité et le restera probablement encore pendant une période assez longue. On sait que tous les genres de combustibles sont brûlés essentiellement dans des fours à torches Ce procédé est suffisammen,t efficace et, pour cette raison, est largement utilisé aussi bien dans les unités de production d'énergie calorifique que dans les processus technologiques les plus variés, allant du raffinage du pétrole à la cuisson du verre. Toutefois, la combustion par torches présente de sérieux inconvénients. Les combustibles gazeux et liquides brûlent dans les fours à torche à des températures de 1470 à 18700K. Il se forme des gaz de combustion chauds qui cèdent leur chaleur aux corps de transfert thermique qui sont soit des caloporteurs, soit des substances soumises à transformation. Cependant, on n'a pas toujours besoin, lon de là, d'une température dépassant mille degrés pour obtenir des produits de combustion de température modérée, il faut brûler le combustible en présence d'un grand excès d'air = = 1,2 à 4, où i est le rapport de la quantité d'air effective à la quantité d'air théoriquement nécessaire), ou bien il faut diluer les gaz chauds dans l'air froid. En outre, la chaleur est perdue aussi bien au foyer même que dans les échangeurs de chaleur et dans l'économiseur. En définitive, le rendement thermique du combustible est en moyenne, dans les diverses branches de l'industrie, de 0,3 à 0,4. Un second inconvénient majeur de la combustion dans les fours à torche est la formation de substances novices pour l'environnement : d'oxyde de carbone et d'oxydes d'azote à une température supérieure à 12700K. On contact d'autre part un procédé de combustion en lit de particules inertes fluidisées à 1100 - 13000K (cf. les Travaux choisis de la Conférence sur la fbidisa- tion, sous la direction I. Davidson et D. Cayrey). Ces procédés de combustion présentent un certain nombre d'avantages en comparaison des foyers à torches. Toutefois, ils ne permettent pas de résoudre d'un façon radicale les problèmes de l'accroissement des rendements des générateurs de vapeur, ni de supprimer les effluents nocifs. Il est évident que l'accroissement du rendement thermique de la chaleur qui se dégage au cours de la combustion est lié à la minimisation des pertes de chaleur avec les gaz effluents. Il est évident, d'autre part, que les pertes minimales de chaleur avec les gaz effluents ont lieu dans la combustion de mélanges combustible-air stoechiométriques qui ne contiennent pas un excès de l'un des constituants, ainsi qu'en cas d'abaissement des températures des gaz effluents jusqu'à un niveau le plus bas possible. On trouvera dans ce qui suit les valeurs calculées du rendement thermique de la combustion ( M ) à la température imposée des gaz effluents (5700K) et pour un rapport air/combustible (&alpha;),ainsi que pour &alpha; constant- et égal à I et à une température variable des gaz effluents. &alpha; # 1,0 87,9 1,1 86,9 1,3 84,8 4 = 1 T 370 470 570 670 770 870 970 1070 1170 t 96,1 92,1 87,9 8397 79,2 74,6 69,9 64,9 6D,2 &alpha; = 1 T 1270 1370 1470 1570 1670 1770 1870 # 55,4 50,3 .45,4 39,9 34,6 29,4 23,0 Comme le montrent les données citées ci-dessusple haut rendement d'utilisation de la chaleur ne peut être obtenu qu'à condition de remplir les deux conditions suivantes - combustion d'un mélange combustible - air stoechiométrique ; - abaissement de la température des gaz effluents jusqu'au niveau le plus bas possible, par exemple jusqu'à 470 K. Les conditions de la combustion dans un lit fluidisé de particules solides inertes ne satisfont pas à ces conditions, car la température des gaz à la sortie du lit est élevée (supérieure à 11000K) Son abaissement sensible (au-dessous de 900- K) est lui aussi impossible à cause de la formation de produits de combustion incomplète du combustible (jusqu's 8 % d'oxyde de carbone) qu'il faut soumettre à la post-combustion au delà du lit. la même raison impose la nécessité de maintenir un coefficient d'excès d'air relativement élevé (0( supérieur à 1,1). Le problème de l'abaissement de la toxicité des effluents gazeux, dans ce cas, est résolu d'une manière insuffisante. Le niveau de la teneur en oxydes d'azote du gaz imposé par la température de combustion qui est de 1250 à 13700K est de 40 à 300 mg/m3 de N02, ce qui dépasse de loin les normes tolérées. Le procédé antérieur le plus proche du procédé revendiqué est le procédé de combustion visant à vaporiser le fluide dans ltenceinte d'un serpentin échangeur plongé dans le lit fluidisé de particules d'une matière dispersée contenant un catalyseur d'oxydation du combustible, utilisé tout seul ou mélangé à un caloporteur inerte (cf. brevet Etats-Unis d'Amérique NO 3 119 3789 du 28.01.1964). Dans ce procédé connu,le lit de matière 'dispersée est divisé en deux zones disposées consécutivement, étant entendu que l'on introduit dans la première zone le catalyseur d'oxydation du combustible alors qu'on introduit dans la deuxième un caloporteur inerte plus thermostable que le catalyseur d'oxydation. Pour éviter la surchauffe du catalyseur, on introduit dans la première couche un mélange combustible- air contenant un excès considérable de l'un des constituants (de combustible ou d'air) et qui, pour cette raison, nlest pas capable de brûler dans une torche. A la sortie de la couche catalytique, le mélange chaud qui contient les produits de combustion incomplète ou de l'oxy- gène libre est introduit dans la deuxième section de lit fluidisé. On y dose également le constituant en défaut (l'air ou le combustible) et le mélange finit de brûler à ia surface des particules inertes à une température de 1250 à 13700K. Les conditions dans la seconde section de l'appareil répondent entièrement aux conditions de combustion en lit fluidisé des particules solides inertes, de sorte que le dispositif dans son ensemble présente tous les inconvénients énumérés (rendement insuffisant, haute concentration des composants toxiques dans les effluents). Le lit catalytique inférieur dsns le.procédé cozu considéré sert de fait à l'amorçage stable et sûr du lit fluidisé supérieur de particules solides inertes, bien qu'il puisse se degager une importante quantité de chaleur. Le choix du régime indiqué ci-dessus est Justifié par la nécessité d'éviter les surchauffes et la desactivation du catalyseur lors de l'apparition de surchauffes locales dans la zone d'oxydation d'un mélange combustible-air riche (o( voisin de l'unité). Toutefois, les nombreux essais effectués ont montré que'les surchauffes locales de certains grains de catalyseur ou de sections du volume du lit fluidisé ne naissent que lorsque la qualité de la fluidisation est insuffisante et que l'évacuation de la chaleur est plus faible que le dégagement de chaleur. Des conditions de ce genre naissent en particulier - lorsque la vitesse du gaz est voisine de la vitesse d'amorçage de la fluidisation - lorsqu'on introduit dans le lit des corps de remplissage, surtout de petites dimensions, qui limitent la circulation et les échanges thermiques des grains de catalyseur. On s'est donc proposé de créer un procédé de combustion et un appareil puur sa mise en oeuvre qui assureraient - une utilisation maximale de la chaleur se dégageant lors de la combustion, sans émission vers le milieu ambiant avec les fumées de composa-nts toxiques (tels que l'oxyde de carbone, les oxydes d'azote et de soufre,) par modification de la technologie de combustion et de la conception de l'appareil proprement dit ILa solution consiste en ce que dans le procédé de combustion pour l'échauffement de corps de transfert thermique consistant à faire passer un mélange de combustible et d'air à travers un lit fluidisé de catalyseur d 7 odation complète, suivant l'invention le mélange de combustible et d'air que l'on fait passer à travers ledit lit est un mélange stoechiométrique,la température dudit lit fluidisé de catalyseur d'oxydation complète étant maintenue dans la plage de 670 à 10700K par variation du débit du corps de transfert thermique. Ce procédé de combustion garantit une oxydation intense à basse température des combustibles dans des conditions où il ne se forme pas de composants toxiques propres à la combustion à hautes températures (oxyde de carbone, oxydes d'azote), ainsi qu'un haut rendement thermique ( Jusqu'à 90-95 %). il est avantageux d'exécuter le catalyseur d'oxydation complète sous forme de granules sphériques de 0,04 à 0,2 cm de diamètre d'une masse volumique apparente de 1 à 2 g/cm3. Pareille exécution du catalyseur d'oxydation complète garantit la minimisation de son usure due à l'attrition dans le lit fluidisé, un niveau suffisamment élevé d'échange de chaleur, ainsi que la séparation aérodynamique du catalyseur d'oxydation complète et du corps de transfert de chaleur solide (en poudre) lors du séchage. Il est souhaitable d'utiliser un lit fluidisé de catalyseur d'oxydation complète à indice de fluidisation au moins égal à 3. Le choix d'un indice de fluidisation supérieur à 3 assure une haute conductibilité caloriflque dans le lit de catalyseur et prévient la surchauffe des granules lors de l'oxydation du mélange combustible-air concentré stoechiométrique. Lorsqu'on utilise le procédé de combustion pour le séchage de corps de transfert thermique, il est utile de choisir la vitesse de fluidisation du catalyseur d'oxydation complète égale ou supérieure à la vitesse en chute libre des particules de corps solide en suspension. Un tel choix de la vitesse de fluidisation du catalyseur d'oxydation complète garantit un niveau élevé d'échange de chaleur des grains de catalyseur les uns avec les autres et avec le corps de transfert thermique à réchauffer, ce qui previent la surchauffe thermique des grains de catalyseur d'oxydation complète et permet de mettre en oeuvre des concentrations stoechiométriques des mélanges combustible-air. Le problème exposé plus haut est également résolu du fait que l'appareil destiné à la mise en oeuvre du procédé de combustion, comprenant un corps vertical dans l'ensemble du volume duquel est disposé un lit fluidisé de cataluseur d'oxydation complète limité en-dessous par une grille distributrice de gaz pour l'admission de l'air à travers elle, est caractérisé, suivant l'invention, en ceq, dans le corps vertical est montée une grille de sectionnement avec une section vive de 50 à 80 % et comportant des orifices dont le diamètre est de 2 à 10 fois le diamètre des granules du catalyseur d'oxydation complète. Pareil dispositif garantit la possibilité d'un séchage efficace de matières pulvérulentes variées, notamment de matières qui sont instables dans des milieux oxygénés, notamment du charbon, des concentrés de sulfures, de minerais, etc., il est possible d'installer à l'intérieur du corps vertical, dans la totalité de son volume, aes surfaces d'échange tubulaires, ce qui garantit l'exécution des processus de chauffage et d'évaporation des liquides, notamment de l'eau et des liquides à base d'hydrocarbures. On entend dans ce qui suit par 9ecombustiblete n'importe quelle substance gazeuse, liquide ou solide qui réagit chimiquement avec l'oxygène de 1Vair en dégageant de la chaleur. On entend par "rendement thermique" la fraction de chaleur transmise pour l'échauffement des corps de transfert de chaleur. On entend par "corps de transfert de chaleur" n'importe quel corps liquide, solide ou gazeux pour l'échauffement, la vaporisation ou le changement d'état duquel on utilise la chaleur dégagée au cours de 1'oxydation catalytique du combustible. L'invention sera mieux comprise et d'autres buts, détails et avantages de celle-ci apparaRtront mieux à la lumière de la description explicative qui va suivre de différents modes de réalisation donnés-uniquement à titre d'exemples non limitatifs, avec reférences aux dessin unique non limitatif annexé dans lequel-:: - la figure 1 représente un appareil de combustion utilisé pour le séchage de corps de transfert de chaleur, suivant l'invention - la figure 2 représente le profil des températures dans 1'appareil de combustion suivant la figure 1 - la figure 3 représente 1'appareil de combustion utilisé en vue du réchauffage et de l'évaporation de liquides suivant l t 11 invention - la figure 4 représente le profil des températures dans l'appareil de combustion suivant la figure 3. L'appareil, de combustion et de réchauffage du corps de transfert thermique (figure 1) suivant l'invention comporte une corps vertical 1 limité en-dessous par une grille distributrice de gaz 2 d'une section vive (proportion de vides) de 2 à 5%. A l'intérieur du corps vertical 1 est disposée horizontalement une grille 3 de sectionnement qui a une section vive de 50 à 80 % et des orifices dont le diamètre est de 2 à 10 fois le diamètre des granules du catalyseur 4 d'oxydation complète- disposé dans l'ensemble du volume total du corps vertical. Le catalyseur 4 d'oxydation complète est réalisé sous forme de granules sphériques de 0,04 à 0,2 cm de diamètre, d'une masse volumique apparente de 1 à 2 g/cm3. Le catalyseur 4 d'oxydation complète contient des oxydes de métaux des familles secondaires des Groupes I-VIII de la Classification périodique des éléments appliqués sur des granules. sphériques mécaniquement résistants d'un support céramique à base d'oxydes d'aluminium, de fer, de silicium ou d'aluminosilicates d'une surface spécifique de 10 à 200 m2/g, d'une masse volumique apparente de 0,6 à 0,9 g/cm3, la teneur en-oxydes des composants actifs étant de 5 à 30 % en masse des catalyseurs 4 d'oxydation complète. A titre de composants actifs il est possible de mettre en oeuvre aussi bien des oxydes individuels desdits métaux que leurs mélanges ou leurs composés les uns avec les autres ou ou bien avec la substance du support A l'état de service, le lit fluidisé de granules de catalyseur 4 d'oxydation complète remplit la grille de sectionnement qui y est plongée et forme deux zones de lit fluidisé sous la grille de sectionnement 3 et au-dessus d'elle. La hauteur de la zone .inférieure est choisie de manière que le processus d'oxydation catalytique et l'entrée en combinaison de l'oxygène de l'air ssy achève (généralement la hauteur de la zone inférieure est de 0,2 à 0,6 cm). La figure 2 représente le profil des températures dans unaappareil suivant la figure 1. Comme l'indique la figure 2, il existe deux zone isothermiques : une zone inférieure où règne la température nécessaire pour l'oxydes tion complète (généralement de 670 à 10700K et une zone supérieure dans laquelle règne une température définie par les conditions de réchauffage du corps de tranfert thermique 5, par exemple de 420 à 7700K. La zone de température de transition se place dans la partie du volume occupée par la grille de sectionnement 3 (figure 1). L'évacuation de la chaleur de la zone supérieure du lit fluidisé du catalyseur 4 d'oxydation complète dans l'appareil suivant la figure 1 est effectué par introduction du corps de transfert thermique à réchauffer, notamment d'un matériau pulvérulent humide, à partir de la trémie 6 par le dispositif de dosage, par exemple par un doseur alimentateur à vis dVArchimède 7 directement à la surface libre du lit fluidisé de catalyseur 4 d'oxydation complète. Une condition nécessaire pour le fonctionnement de l'appareil est la séparation aérodynamique du catalyseur 4 et-des particules solides introduites du corps de transfert thermique 5. Dans la pratique, on choisit les dimensions et la masse volumique du catalyseur 4 d'oxydation complète et du corps de transfert thermique 5 de manière que ala vitesse d'entraSnement des particules du corps de transfert thermique 5 soit de 2 à 3 fois plus basse que la vitesse d'entraînement des granules du catalyseur 4 d'oxydation complète. Dans ce cas, les particules du corps de transfert thermique 5 sont évacuées du corps vertical 1, se déposent dans le cyclone 8 et se séparent de l'écoulement de fumées. Le procédé de combustion est réalisé dans l'appareil de la manière suivante : le catalyseur 4 d'oxydation complète est porté (figure 1) dans le corps 1 par un procédé connu quelconque à la température de 5200K. Pour mettre l'appareil en marche, il suffit de réchauffer seulement la partie du volume du catalyseur 4 qui est adjacente à la grille distributrice de gaz 2 et au dispositif 9 d'introduction et de distribution du combustible.On admet sous la grille 2 de l'air pour la fluidisation du lit de catalyseur 4 d'oxydation complète,et à travers le dispositif 9,le combustible, par exemple un combustible liquide passant entre 470 et 6200K.. Pendant l'oxydation intense du mélange combustible-air et en cas-de fluidisation du catalyseur 4, la température monte rapidement pour atteindre la température de service dans un intervalle de 670 à 10700K, après quoi on coupe l'admission du combustible liquide passant entre 470 et 620"K, on envoie à travers le dispositif 9 le combustible de travail gazeux, liquide ou solide, après quoi on fait passer à travers le lit fluidisé de catalyseur 4 d'oxydation complète un mélange stoechiométrique de combustible et d'air. Dans la partie supérieure du corps vertical 1, à partir de la trémie 6, par l'intermédiaire de l'alimentateur 7, on fait arriver le corps de transfert de chaleur en poudre 5 en fixant son débit de manière que la température dans la zone supérieure du lit fluidisé du catalys'eur 4 s'établisse à une valeur de 420 à 77O0K et-que-dans la zone inférieure, sous la grille de sectionnement 3, elle soit de 670 à 1070 K. L'un des problèmes Mondamentaux qui se posent lors de l'oxydation catalytique des mélanges combustible air concentrés est la recherche des conditions technologiques sous les- quelles il n'y a pas de suréchauffements considérables des granules de catalyseur 4 d'oxydation complète et de volumes locaux dans le lit fluidisé du catalyseur 4, ce qui conduirait à sa désactivation. L'importance de ce problème est illustrée par les données suivantes 1) La température de réchauffage adiabatique au cours de la combustion des mélanges combustible-air stoechiométrique est, pour la plupart des combustibles, supérieure à 2300 K. 2) Les catalyseurs modernes en phase solide à base d'oxydes de métaux sont thermostables jusqu'à des températures de 1000-1200 K. Il~svensuit évidemment que si dans le lit du catalyseur 4 nait une situation même de courte durée avec évacuation de chaleur entravée, cela conduira à une désactivation irréversible d'une partie du catalyseur d'oxydation complète Pour cette raison, on s'est efforcé particulièrement de rechercher des conditions pour,lesquelles une telle désactivation irréversible n'a pas lieu.Ce problème est résolu par la création, dans la zone inférieure du corps 1, d'un lit de catalyseur à l'état de fluidisation libre organisé)4 à des vitesses linéaires (indice de fluidisation) d'au moins trois fois supérieures à la vitesse du début de fluidisation des granules du catalyseur 4. Dans les conditions indiquées, la vitesse de transfert de chaleur dans le lit est tellement élevée qu'on n'observe pas de surchauffe tant soit peu sensible, ni de désactivation tant soit peu marquée, du catalyseur 4 d'oxydation complète. L'introduction de la grille de sectionnement 3 abaisse la conductivité calorifique du lit fluidisé de 10 000 à 20 000 W/mK dans le lit de fluidisation libre (inorganisé) jusqu'à un niveau de 200 à 500 W/mK dans le lit fluidisé muni d'une grille de sectionnement 3 de paramètres indiqués. L'abaissement de la conductivité calorifique du lit fluidisé est déterminé par le freinage des granules dans les mailles de la grille de sectionnement 3. Pour un tel niveau de la conductivité calorifique du lit fluidisé dans la grille de sectionnement 3, de dégagement de chaleur dans la zone inférieure de l'appareil et d'évacuation de chaleur dans la zone supérieure de l'appareil, on observe une différence considérable des températures dans la grille de sectionnement Jusqu'à 20 à 100 K /cm de hauteur de lagrille de sectionnement, ce qui justifie la possibilité de réalisation d'un profil non isothermique des températures dans 1'appareil de combustion (figure 2). La mise en oeuvre du procédé de combustion dans l'appareil pour sa réalisation pour le cas du traitement d'un corps de transfert de chaleur solide. (séchage d'un matériau dispersé humide poreux ) est illustrée par les exemples suivants. Exemple 1. Dans le corps vertical 1 d'un diamètre intérieur de 250 mm, rrmni d'une grille distributrice de gaz 2 d'une section vive (proportion de vides) de 5 5S, on place 25 kg d'un catalyseursphérique au cuivre-chrome4 d'oxydation complète (dimensions des sphères 2 à2,5 mm, masse spécifique apparente 1000 kglm?)O La vitesse du début de fluidisatioei par les fumées à la température de 870 K pour ce catalyseur 4 est de 0,9 m/s. En dessous, dans un lit préalablement porté à T=420 K et fluidisé de catalyseur 4 d'oxydation complète, on admet dans la proportion stoechimétrique (&alpha; = 1,0 à 1,1) l'air et le combustible. Le débit d'air est imposé de manière que le catalyseur 4 soit amené à l'état fluidisé, et-il est égal à 120 Nm3/h. La vitesse linéaire de service de l'agent de fluidisation dans la section du corps 1 de l'appareil est égale, dans ce cas, à 2,2 à 2,8 m/s. Dans la partie inférieure du lit fluidisé de catalyseur 4 d'oxydation complète intervient un dégagement intense de chaleur dû à l'oxydation catalytique du combustible. La température y est maintenue égale à 870 K. Au début on envoie dans le lit fluidisé le matériau à sécher qui est un adsorbant poreux d'aluminosilicate d'un degré d'humidité initial de 17 % à raison de 1000 kg/h. La composition granulométrique de l'adsorbant à sécher est inférieure à 0,04 cm. La vitesse de déplacement des granules d'adsorbant en suspension de ce genre est de 1,2 m/s. Un soutirage intense de la chaleur dans la zone supérieure du lit fluidisé intervient par suite de l'évaporation de l'eau de lasurface des particules qui sont én contact direct avec les granules de catalyseur 4 d'oxydation complète. Les conditions de service réalisées permettent de conduire le séchage du matériau à une température de 380 à 4000K jusqu'à une humidité finale de 3 à 4 % en poids. Pour la réalisation du processus de séchage du matériau humide dans l'exemple cité, le rendement thermique de la chaleur dégagée lors de la combustion est égal à 80 %. Exemple 2. Cet exemple est effectué d'une façon analogue à l'exemple 1, mais à titre de matériau à sécher on utilise un adsorbant d'une humidité initiale de 35 % en poids Bt de granulométrie identique, que l'on introduit à raison de 600 kg/h. Le séchage est effectué à une température de 393 à 4230K åusqutà une humidité finale de 4 à 5 % en poids. Le rendement thermique d'utilisation de la chaleur est égal à 90 o'. Une autre variante d'utilisation du procédé de combustion décrit plus haut est possible pour le réchauffage et l'évaporation de corps de transfert de chaleur liquides notamment d'eau, de solutions aqueuses ainsi que de fluides hydrocarbonés, et d'autres milieux. Dans ce cas, l'appareil suivant la figure 1 est complété par une surface d'échange tubulaire 10 qui est placée dans l'ensemble de la capacité de l'appareil. Un tel appareil de combustion est représenté à la figure 3. Llappa- reil consiste en un corps vertical 1 limité en dessous par une grille distributrice- de gaz 2, d'un dispositif 9 pour l'admission de combustible dans le lit fluidisé de catalyseur 4 d'oxydation complète, dune grille de sectionnement 3 partageant le lit en deux zones une zone inférieure de haute températures dans laquelle, à des températures de 670 à 10700'K, intervient la combustion catalytique du combustible, et une zone supérieure où à des températures de 420 à 570 K, on refroidit les fumées, et de serpentins ou surfaces d'échange tubulaires 10 à l'intérieur desquelies se trouve le liquide à réchauffer. il est avantageux de mettre en oeuvre un mouvement à contre-courant des produits de combustion ( de bas en haut) et du liquide dans les surfaces d'échange 10 ( de haut en bas), ce qui assure un échange de chaleur plus intense et un rendement thermique plus élevé d'utilisation de la chaleur dans l'appareil. La mise en marche de l'appareil se fait d'une nanière analogue à celle décrite plus haut pour le cas du chauffage d'un corps de transfert de chaleur solide, à cette différence près qu'après l'obtention d'un régime stable de marche de l'appareil et d'un intervalle de températures de service de 670 à 10700K, on admet dans les surfaces d'échange de chaleur 10 le fluide à réchauffer. La figure 4 infique le profil des températures suivant la hauteur du lit fluidisé de catalyseur 4 dans l'appareil de la figure 3. Comme le montre le graphique de la figure 4, la grille de sectionnement 3 (figure 3) permet de réaliser dans l'appareil le régime de travail non isothermique qui est le plus avantageux, car dans la zone inférieure on maintient une température de 670 à 10700K à laquelle l'oxydation catalytique du combustible se déroule activement, tandis que dans la zone supérieure la température est de 420 à 5700K, -ce qui garantit un refroidissement efficace des produits de la combustion, et le rendement thermique de l'utilisation de la chaleur de combustion est supérieur à 90 %. La mise en oeuvre du procédé de combustion et de l'appareil pour sa réalisation en -vxze du réchauffage et de l'évaporation de liquides sera-mieux compris à lecture de la description des exemples de réalisation qui vont suivre. ExemEle 1. On utilise à titre de combustible un mazout de chaufferie (fuel) de composition élémentaire suivante H C S O+N 11,2 87,4 0,5 0,9 10,5 87,6 0,7+1 1,0 On brûle le combustible dans l'appareil qui a tété décrit dans ce qui précède. On admet le mazout, préalable- ment porté à 350 K, par une pompe à piston plongeur. La consommation de mazout est de 5,6 kg/h, celle de l'air est de 63 m3/h. On porte au préalable le catalyseur d'oydation complète, au moyen de réchauffeurs électriques, à 600 - 7000K, après quoi on admet un combustible pour Diesel et pendan-t plusieurs minutes la température du lit fluidisé du catalyseur 4 est amenée à 750 - 80O0K. Une fois atteinte cette température, on cesse l'admission du combustible pour Diesel et on commence à admettre du mazout, après quoi on porte la température du lit à 670 - 10700K. Aux valeurs indiquées de débit (consommation) de combustible et d'air, les valeurs de&alpha; calculées pour le débit et l'analyse chromatographique des gaz brûlés coïn- cident en pratique et sont egales à 1,1. Le mélange gazeux au-dessus du lit fluidisé du catalyseur 4 est soumis à l'analyse. On détermine la teneur en oxydes d'azote par un procédé photocolorimétrique connu avec utilisation du réactif de Griess-Ilosvay. La composition observée du mélange gazeux effluent est la suivante C02 13,8 ,Oo 2 2,2 % NOx 70 ppm CO 1 O % au maximum CH4 10-3 % au maximum. Lorsque la température du lit dépasse 9200K et que &alpha; est supérieur à 1, le soufre présent dans le combustible est oxydé en 803. Le rendement thermique (d'utilisation de la chaleur) ( # ) est de 92 %. Exemple 2. On introduit dans l'appareil 70 1 d'un catalyseur qui contient 5 % de chromite de cuivre, le reste étant &gamma; étanty-Al203 (masse volumique apparente 0,76 g/cm3). Après réchauffage, il s'établit le régime suivant : débit d'air 60 m3/h, combustible Diesel 6,39 l/h, eau dans les surfaces d'échange tubulaires 1100 l/h, température de l'eau à l'arrivée 300 K, à la sortie 3450K. Température dans le lit d'ébullition libre 800 K, température au départ de l'appareil 450 K. Le rendement thermique (d'utilisation de la chaleur) est égal à 85 %. Exemple 3 On procède d'une manière analogue à celle exposée dans l'exemple 1, mais le débit d'air est de 1O0m3/h, la consommation de combustible Diesel est de 10,8 l/h, celle de l'eau dans les surfaces d'échange tubulaires est de 2025 l/h (#t = 380C). La température dans la zone inférieure est de 8300K, à la sortie elle est de 5700K, le rendement thermique (d'utilisation de la chaleur)est de 85 %. Exemple 4. On place dans l'appareil 50 1 de catalyseur contenant 30 % de chromite de cuivre, le reste étant de &gamma; -Al2O3 (masse volumique apparente 1,1 g/cm3). Après ré chauffage, il s'établit le régime suivant : débit d'air 103 m3/h, consommation de combustible Diesel 9,8 l/h, consommation d'eau 3400 l/h (iSt = 22 C). La température dans la zone inférieure du réacteur est de 8950K, à la sortie elle est de400 K. Le rendement thermique (d'utilisation de la chaleur) est de 89 %. Exemple 5. On procède d'une façon analogue à celle de l'exemple 1, toutefois le débit d'air est de 80 m3/h, la consommation de combustible Diesel est de 6,7 1/h, celle de méthane est de 0,8 à 1,3 m3/h. La température dans la zone inférieure est de 900 à 97O0K, au départ de l'appareil elle est de 77O0K. On n'a pas détecté de méthane dans les produits de la réaction, la teneur en C02 du gaz effluent est de 14,2 à 15,0 %. Exemple 6. On utilise en tant que combustible de la lignite ayant les caractéristiques suivantes dimensions des particules, cm 0,04 à 0,1 humidité en service, % 16 teneur en cendres en service, % 12,3 teneur en substances volatiles calculée par rapport à la matière sèche, % 37,5 teneur en azote calculée par rapport à la matière sèche, % 0,9 teneur en soufre par rapport à la matière sèche, % 0,7 On effectue la combustion de la lignite dans l'appareil qui a été décrit dans ce qui précède. La lignite est dosée et admise dans la partie inférieure du corps 1 par transport pneumatique. On effectue le réchauffage du catalyseur et la combustion du combustible ainsi que les analyses des effluents gazeux comme dans l'exemple 1, le débit d'air est de 630 m3/h, la consommation de lignite, de 120 kg/h. Le coefficient d'excès d'air (&alpha;) est déterminé en fonction de la teneur en oxygène des gaz effluents et se chiffre par 1,02 à 1,1 On observe une combustion stable de la lignite aux températures supérieures à 770 Ko La composition observée du mélange gazeux effluent, %: C 2 18,0 à 19 02 74 à 2 % NOx 80 à 140 mg/m3 CO ne dépasse pas 10-3 % CH4 ne dépasse pas 10-3 % La totalité du soufre présent dans le combustible se combine avec les cendres Les cendres dispersées. sont éliminées par l'écoulement des gaz effluents. Le profil des températures suivant la hauteur du lit est maintenu de manière -à être analogue au profil de l'exemple 4. Le rendement thermique (d'utilisation de la chaleur, #) est égal )à 92 %. Ainsi, dans le procédé de combustion revendiqué et dans l'appareil pour sa réalisation, le corps de transfert thermique vient en contact avec le lit fluidisé du catalyseur d'oxydation complète capable de brûler entièrement le combustible sans excès d'air sous les températures relativement basses de 700 à 10000K. Pour éviter la surchauffe des granules du catalyseur dans la partie inférieure du lit fluidisé où l'on admet un mélange combus-tible-air stoechiométrique il existe une zone fluidisée où la vitesse de l'écoulement gazeux dépasse sensiblement (de 2 à 3 fois) la vitesse du début de fluidisation des granules du catalyseur. Dans cette zone intervient l'oxydation catalytique de la masse principale de combustible. Pour abaisser la température dans la partie terminale du lit et, par conséquent, la température des effluents gazeux, on place dans la partie médiane du lit une grille de sectionnement spéciale qui limite les échanges de chaleur entre la partie supérieure et la partie inférieure du lit. Cela permet de maintenir à un bas niveau (de 370 à 5000K) la température des effluents gazeux, en assurant dans la partie inférieure du lit un régime -de températures optimal pour l'oxydation catalytique du combustible ( 670 à 1070bu). Ainsi, la basse température des effluents gazeux permet d'obtenir des rendements thermiques élevés jusqu'à 96 56 (d'utilisation de la chaleur), tandis que la vitesse élevée d'oxydation catalytique permet de réaliser des taux de combustion élevés du volume utile de la chambre de combustion et, en conséquence, de faibles encombrements des appareils destinés à brûler les combustibles Comme il a été indiqué plus haut, un autre problème au moins aussi important7 qui est résolu dans le cadre de l'invention revendiquée, est l'obtention de gaz effluents contenant une proportion minimale de composants toxiques Des composants de ce genre sont : l'oxyde de carbone (CO), les composés oxygénés du soufre et les oxydes d'azote. 1. L'oxydation catalytique de l'oxyde de carbone en C02 à des températures de 5000K et au-dessus se déroule si intensément que pour la réalisation complète de ce procédé il suffit de disposer d'un volume de catalyseur d'oxydation pour 20 000 volumes de mélange gazeux à oxyder par heure. Le dégagement d'oxyde de carbone dans les effluents gazeux dès les coefficients d'excès d'airez &alpha; minimaux et voisins de 1,02 n'est pas enregistréO 2. Le développement des processus de combustion en lit fluidisé de caloporteur inerte est stimulé essentiellement par la possibilité de combiner le soufre en composés non volatils comme par exemple où Me est Ca ou Mg. Toutefois, étant donné que pour le déroulement de cette réaction il importe de disposer d'un oxyde libre de métal alcalino-terraux, il faut pour la réaliser une température supérieure à-llOOCK, à laquelle les composés carbonatés initiaux se décomposent thermiquement,comme par exemple Dans l'oxydation catalytique du combustible dans les intervalles de températures revendiqués (670 à 10700K) dans la sectioninférieure et de 420 à 5700K dans la section supérieure, sur un catalyseur avec une intensité et des rendements élevés, se déroule la réaction si bien que dès les teneurs infimes en oxygène des gaz effluents (coefficent d'excès d'air &alpha; voisin de 1,05), le dioxyde de soufre passe entièrement sous forme de tri oxyde de soufre. Dans ce cas, dans la zone supérieure (de basses températures) de l'appareil à des températures d'environ 4000K, sur les particules du lit fluidisé, il y a condensa- tion à partir des vapeurs de l'acide sulfurique qui peut se combiner en composés non volatils avec des métaux alcalinoterreux et, notamment, avec les composés carbonatés Ainsi, en cas d'oxydation catalytique du combustible dans les conditions de température indiquées ci-dessus, on réalise un piégeage complet des oxydes de soufre, et il n'est pas besoin d'augmenter jusqutà X00 K la température à laquelle les carbonates de métaux alcalino-terreux se décomposent. 3. La teneur des gaz effluents en oxydes d'azote dépend essentiellement du niveau des températures du processus de la combustion Dans les conditions revendiquées dans le procédé antérieur le plus proche de la présente invention, cette teneur est assez élevée et dépasse sensiblement les normes actuelles. Ainsi, à 11230K et pour egal à 1,1, la teneur en NO atteint 120 mg/m3, à 13231)gç elle est de 460 mg/m2, alors que selon la norme actuelle des Etats-Unis d'Amérique la teneur en NO est limitée à 100 à 150 ppm (200 à 300 mg/m330 Dans l'intervalle des températures réalisées selon le procédé revendiqué de combustion et avec l'appareil pour sa réalisation, la teneur, en oxydes d'azote en règle générale ne dépasse pas 100 ppm. REVENDICATIONS 1. Procédé de combustion d'un combustible pour le réchauffage de corps de transfert de chaleur, du type consistant à faire passer un mélange de combustible et d'air à travers un lit fluidisé de catalysuer d'oxydation complète (4), caractérisé en ce que le mélange que l'on fait passer à travers ledit lit est un mélange stoechiométrique de combustible et d'air et que ton maStient la température du lit fluidisé de catalyseur d'oxydation complète (4) à une valeur de 670 à 10700K en faisant varier le débit -du corps de transfert thermique (5). 2. Procédé de combustion suivant la revendication 1, caractérisé en ce que le catalyseur d'oxydation complète (4) se présente sous forme de granules sphériques de 0,04 à 0,2 cm de diamètre, sa masse volumique apparente étant de 1 à. 2 g/cm3 3. Procédé de combustion suivant l'une des revendications 1 et 2, caractérisé en ce que l'on utilise un lit fluidisé de catalyseur d'oxydation complète (4) à nombre de fluidisation au moins égal à 3. 4. Procédé de combustion suivant lune des revendications 1 et 3, utilisable pour le séchage de corps de transfert thermique, caractérisé en ce que la vitesse de fluidisation du catalyseur d'oxydation complète (4) est égale ou supérieure à la vitesse de. déplacement des particules en suspension du corps de transfert thermique (5). 5. Appareil pour la mise en oeuvre du procédé de combustion suivant l'une des revendications 1, 2, 3 et 4, comprenant un corps vertical (1) à l'intérieur duquel est disposé, suivant tout son volume, un lit fluidisé de catalyseur d'oxydation complète (4) limité d'en dessous par une grille de distribution de gaz (io) pour l'admission d'air à travers ladite grille, caractérisé en ce que dans le .corps vertical (1) est disposé horizontalement une grille de sectionnement (3) à section vive de 50 à 80 56 et dont les diamètres des orifices correspondent à 2 à 10 fois le diamètre des granules de catalyseur d'oxydation complète (4). 6. Appareil suivant la revendication 5, caractérisé en ce que, à l'intérieur du corps vertical (1), sont disposées, suivant tout son volume, des surfaces d'échange tubulaires (10).