FR 2679244 A1 19930122 FR 9109217 A 19910718 Cette invention concerne un procédé de production d'hydrocarbures aromatiques à partir d'une charge d'hydrocarbures aliphatiques de 2 à 12 atomes de carbone en présence d'une composition de catalyseur cristallin zéolithique. Elle concerne plus particulièrement la synthèse d'un mélange comprenant en majorité du benzène, du toluène et des xylènes, produits qui sont susceptibles notamment d'améliorer l'indice d'octane des essences. La valorisation des coupes aliphatiques à bas point d'ébullition telles que les LPG justifie l'intérêt que l'on peut porter à la mise en oeuvre de procédés de conversion de ces hydrocarbures qui soient performants, sélectifs et économiques tout en contribuant également à la formation d'hydrogène comme sous produit. La réaction de production d'hydrocarbures aromatiques a été décrite, notamment dans les brevets US 3760 024, US 3756 942 et US 3855 980 en présence d'un catalyseur zéolithique cristallin à base de silice et d'alumine de type MFI comme ZSM5, ZSM12 éventuellement avec un métal comme le gallium dans la charpente ou en présence d'un catalyseur zéolitique contenant un métal hors charpente comme cela est décrit dans les brevets FR 2374283 et US 4175 057. Les processus élémentaires mis en jeu dans la transformation des hydrocarbures aliphatiques en hydrocarbures aromatiques sont principalement la déshydrogénation des paraffines, l'oligomérisation des hydrocarbures insaturés obtenus et la cyclisation des oligomères. Globalement, la réaction est fortement endothermique, la vitesse de réaction est sensible aux variations de température et ces réactions successives s'accompagnent d'un dépôt de coke sur le catalyseur et d'une réduction des oxydes métalliques contenus dans le catalyseur, ce qui le désactive très rapidement et réduit la durée de cycle. Un des problèmes à résoudre consiste donc à assurer une uniformité de chauffage de la zone réactionnelle aux environs de 500 à 600"C permettant d'obtenir un profil le plus isotherme possible dans celle-ci, sachant de plus que le catalyseur est sensible à une augmentation de température et qu'il peut être détruit lorsque la température critique est dépassée. Par ailleurs, on a remarqué que la demande en chaleur endothermique n'est pas constante au cours de l'avancement de la réaction de production d'hydrocarbures aromatiques. Un autre problème à résoudre est relatif à la régénération du catalyseur qui doit être rapide et de fréquence variable suivant la température de la réaction directement dépendante de la charge à traiter, mais en général cette régénération est effectuée par exemple toutes les 12 heures. Cette régénération doit être suffisamment douce afin de préserver les performances du catalyseur et de minimiser son taux de renouvellement. Toutefois, il est préférable pour conserver le plus longtemps possible l'activité du catalyseur, d'atteindre le plus rapidement la température de combustion du coke et de maintenir un niveau de température sensiblement constant tout le long des tubes. L'objet de l'invention est de répondre aux problèmes soulevés ci-dessus, de façon à améliorer la durée de vie du catalyseur et le rendement thermique du procédé. Plus particulièrement, I'invention concerne un procédé de production d'hydrocarbures aromatiques à partir d'une charge d'hydrocarbures aliphatiques de 2 à 12 atomes de carbone dans au moins une zone réactionnelle comportant une pluralité de tubes, de préférence sensiblement parallèles contenant un lit fixe d'une composition de catalyseur, ledit procédé comportant:: al une phase réactionnelle de production d'hydrocarbures aromatiques, au cours de laquelle on fait circuler ladite charge éventuellement préchauffée dans les dits tubes dans des conditions appropriées et on recueille un effluent riche en hydrocarbures aromatiques, b/ une phase de purge des tubes avec au moins un gaz de purge approprié après la phase réactionnelle et après une phase de régénération du catalyseur définie ci-dessous, et on recueille un effluent de purge, c/ et une phase de régénération, dans lesdits tubes, du catalyseur en lit fixe sur lequel s'est déposé du coke lors de la phase réactionnelle, avec au moins un gaz de régénération dans des conditions de régénération appropriées, et on récupère un effluent de régénération. Le procédé est caractérisé en ce qu'on introduit la charge à l'une des extrêmités d'au moins un réacteur-échangeur (9) de chaleur sous pression de la zone réactionnelle, à tubes (10) et à calandre (11) et l'on fait circuler la charge à l'intérieur des dits tubes contenus dans le dit réacteuréchangeur;; - on effectue, lors de la phase réactionnelle, le chauffage des tubes dans lesquels circule la charge selon les étapes suivantes a1/ on fait passer une quantité d'air et une quantité de combustible dans au moins un générateur à gaz (1), adapté à délivrer des gaz de chauffage à une pression et à une température adéquates, a2/ on envoie les dits gaz à l'entrée de la calandre (11) du réacteur échangeur de chaleur, de préférence côté introduction (15) de la charge, et on fait circuler les dits gaz dans la calandre du réacteur échangeur de chaleur de façon à échanger de la chaleur indirectement avec la charge et de préférence à co-courant, - on évacue les dits gaz par une sortie (16) de la calandre à l'autre extrêmité, et, - I'on recueille ledit effluent riche en hydrocarbures aromatiques au niveau de ladite autre extrêmité (21). La combinaison de ces différentes étapes contribue à un excellent échange de chaleur dans des conditions très économiques et durant des périodes de temps très courts qui favorisent l'ensemble des réactions chimiques mises en jeu. Par ailleurs, en envoyant de façon préférée les gaz de chauffage à l'entrée de la calandre du réacteur-échangeur de chaleur, côté introduction de la charge, on répond à une demande plus importante de chaleur de réaction en début de la chaîne des réactions impliquées. Selon une caractéristique du procédé, la pression de gaz de chauffage entrant dans la calandre du réacteur-échangeur de chaleur est en général 2 à 10 bar (1 bar = 105 Pa) et leur température de 600 à 1200"C. On a obtenu d'excellents résultats en termes de rendement énergétique lorsque la pression de gaz de chauffage est de 6 à 8 bar et leur température de 650 à 100000. Selon une autre caractéristique du procédé, le rapport du débit des gaz de chauffage sur celui de la charge circulant dans les tubes est généralement compris entre 2 et 8 et de préférence entre 3 et 5. De préférence, les gaz de chauffage et la charge circulent dans la même direction. II peut être avantageux, pour ne pas envoyer un débit de gaz de chauffage trop important par rapport à celui de la charge, d'effectuer lors de la phase réactionnelle, une combustion contrôlée in situ dans au moins une partie de la calandre de réacteur-échangeur de chaleur, de préférence au milieu de celui-ci, d'une quantité appropriée de combustible gazeux et éventuellement de gaz inerte (CO2, vapeur d'eau, azote par exemple) par au moins une partie des dits gaz de chauffage pouvant contenir de 15 à 19 % d'oxygène en volume. Ce combustible peut être injecté dans des conditions telles que la température est maintenue sensiblement constante tout le long des tubes. Des moyens de combustion contrôlée, tels que ceux décrits dans la demande française FR 91-04687 déposée par la demanderesse peuvent être utilisés à cet effet.Par exemple, ils peuvent comporter au moins un tube d'injection relié par l'une de ses extrêmités, à des moyens d'introduction du combustible et éventuellement à des moyens d'introduction de gaz inerte. Ce tube d'injection est habituellement percé à sa périphérie d'au moins un orifice, de préférence d'une pluralité d'orifices dont la surface d'ouverture peut être de plus en plus petite dans le sens de l'écoulement des gaz de chauffage. Les effluents de cette combustion sont évacués avec les gaz de chauffage. Par ailleurs, des moyens de contrôle et d'asservissement comportant un contrôleur automatique relié à une sonde de température disposée sur les moyens d'évacuation de l'effluent et adapté à asservir au moins une vanne de débit de combustible, permettent de maintenir la température des tubes réactionnels selon le profil souhaité, c'est-à-dire soit une température sensiblement constante tout le long des tubes soit une température sensiblement plus élevée au niveau des tubes côté entrée de la charge. Enfin, de la vapeur d'eau de façon préférée peut être mélangée au combustible gazeux pour contrôler son débit, pour éviter les points chauds au niveau des orifices d'injection ainsi que le craquage des hydrocarbures du combustible. Selon une autre caractéristique du procédé, on peut évacuer les gaz de chauffage à la sortie de la calandre à une pression de 2 à 8 bar, à une température de 500 à 1000"C pour les envoyer dans au moins une turbine de récupération de puissance, qui récupère l'énergie de ces gaz, permettant ainsi de mettre en action au moins un compresseur, par exemple pour la séparation de l'hydrogène de la phase vapeur de l'effluent hydrocarboné. L'énergie thermique résiduelle à la sortie de la turbine de récupération de puissance peut être mise à profit dans une chambre de récupération de chaleur pour générer par exemple de la vapeur. Selon une autre caractéristique du procédé, on peut récupérer l'effluent riche en hydrocarbures aromatiques à la température de 400 à 600"C pour l'envoyer dans un échangeur de chaleur dans lequel on préchauffe, de préférence à co-courant, la charge d'hydrocarbures aliphatiques à une température adéquate. Selon une autre caractéristique du procédé, L'effluent hydrocarboné après avoir traversé l'échangeur de chaleur peut être envoyé dans un refroidisseur puis dans un séparateur. Ce dernier délivre en majorité une phase liquide hydrocarbonée qui est récupérée et une phase effluent vapeur comprenant de l'hydrogène qui est envoyée dans le compresseur ci-dessus en vue d'une séparation ultérieure. Selon un mode de mise en oeuvre du procédé, la zone réactionnelle peut comporter au moins deux réacteurs-échangeurs de chaleur. On effectue alors la phase réactionnelle de production d'hydrocarbures aromatiques dans les tubes d'un réacteur-échangeur pendant que l'on effectue les phases de purge et de régénération du catalyseur dans les tubes d'un autre réacteur-échangeur de chaleur et vice-versa. Dans ces conditions, les calandres des deux réacteurs sont connectées au générateur à gaz.Selon une autre caractéristique de cette mise en oeuvre, on peut diviser le débit de gaz de chauffage à la sortie du générateur à gaz de telle sorte qu'une fraction d'au plus 10 % des gaz soient envoyés de manière décroissante dans le réacteur-échangeur où l'on effectue la phase de purge et une partie au moins de la régénération et qu'une fraction d'au moins 90 % des gaz soient envoyés de manière croissante dans le réacteur-échangeur effectuant la phase réactionnelle. On favorise ainsi l'initiation de la combustion dans les tubes du régénérateur. Selon une caractéristique de la phase réactionnelle, L'effluent de régénération ou de purge peut être envoyé dans un échangeur de chaleur à une température de 400 à 600"C dans lequel on préchauffe de préférence à co-courant le gaz de régénération ou de purge à une température de 10 à 100"C inférieure à la température où commence la combustion du coke. A sa sortie, il peut être dirigé, comme c'est le cas pour l'effluent hydrocarboné vers un système de récupération d'énergie tel qu'au moins un échangeur ou une turbine de récupération de puissance. Selon une autre caractéristique du procédé, on effectue habituellement une phase de purge entre la phase de production d'hydrocarbures et la phase de régénération du catalyseur usagé. Pour ce faire, on stoppe l'alimentation en la charge des tubes, soit on stoppe le chauffage dans la calandre, soit on envoie une partie des gaz de chauffage dans la calandre comme indiqué ci-haut et on purge au moins une fois les tubes avec un gaz inerte comme l'azote, dans des conditions de débit et de température telles que la température du catalyseur reste sensiblement constante. De ce fait, le catalyseur est sous atmosphère de gaz inerte avant d'être mis en contact soit avec de l'oxygène lors de la phase de régénération soit avec des hydrocarbures lors de la phase réactionnelle. Selon une autre caractéristique du procédé, on effectue en général la phase de régénération du catalyseur en injectant du gaz inerte, éventuellement préchauffé et au moins un gaz contenant de 0,05 à 3% en volume d'oxygène moléculaire. Le fonctionnement en alternance par un jeu de vannes appropriées et commandées par des moyens de contrôle et d'asservissement adéquats s'avère très souple. Par ailleurs, le temps de passage entre la phase de réaction et la phase de régénération du catalyseur est réduit puisque la température est sensiblement la même dans les deux cas et puisque l'ensemble du procédé est effectué dans les mêmes tubes. La réaction s'effectue en général en atmosphère inerte à une pression comprise entre 0,2 et 10 bars et à une température de 400 à 600"C en fonction de la nature de la charge, la température étant avantageusement de 480 à 5500C pour la coupe LPG et de 450 à 5300C pour la coupe naphta, et sous une pression préférée de 1 à 5 bar absolus. De préférence cette température est de 500 à 530"C pour la coupe LPG et de 480 à 5100C pour la coupe naphta. Le catalyseur utilisé est généralement une zéolithe cristalline de type MFI comme les zéolithes ZSM, par exemple ZSM5, ZSM8, ZSM11, ZSM12 et ZSM35 décrites dans le brevet US 3970 544. Ces zéolithes pourront contenir avantageusement au moins un métal. A titre d'exemple, on peut citer le zinc, le gallium, de préférence le gallium. Ces métaux peuvent être dans la charpente ou hors charpente. On peut également utiliser des zéolithes synthétisées en milieu fluorure avec ou sans métal. Le catalyseur est utilisé sous forme de lit fixe, ce qui diminue les phénomènes d'attrition. Les vitesses spatiales préconisées sont habituellement de 0,5 à 5h-1 et préférentiellement de 1,5 à 3,0h-1 en fonction de la charge. La charge d'hydrocarbures aliphatiques (fraîche et recyclée) comprend généralement de 2 à 12 atomes de carbone, elle contient avantageusement du LPG ou du naphta, les conditions opératoires pouvant être différentes suivant la nature de la charge. Par exemple, avec une charge comme le LPG, on pourra opérer à une température supérieure à la température à laquelle on opèrerait avec une charge comme le naphta. L'unité permet ainsi de manière très rapide et par un contrôle aisé de la température du réacteur-échangeur d'accepter des charges de composition variable. De manière générale, les conditions opératoires sont optimisées de façon à convertir au moins 60 % de la charge, particulièrement avec le LPG et avantageusement au moins 80 % avec un taux d'hydrocarbures aromatiques d'au moins 65 % par rapport à la charge initiale. La régénération est habituellement effectuée à une température comprise entre 450 et 6500C et de préférence entre 480 et 560"C. Le dispositif pour la mise en oeuvre d'une réaction endothermique du type de celle décrite ci-dessus comporte au moins un réacteur comprenant une pluralité de tubes réactionnels (10) remplis d'au moins un catalyseur en lit fixe relié à des moyens d'alimentation (14) en une charge éventuellement préchauffée à une extrêmité et à des moyens de récupération (23) d'un effluent hydrocarboné à l'autre extrêmité, des moyens de régénération du catalyseur usagé comprenant des moyens de purge des tubes, des moyens d'alimentation (36) en gaz de régénération et des moyens d'évacuation (39) de l'effluent de régénération, lesdits moyens de régénération connectés aux tubes étant adaptés à régénérer le catalyseur usagé dans les dits tubes, ledit dispositif comprenant des moyens de changement en alternance adaptés à relier les tubes alternativement aux moyens d'alimentation en charge et aux moyens de récupération de l'effluent hydrocarboné puis auxdits moyens de régénération du catalyseur usagé, caractérisé en ce que le réacteur comporte en combinaison a/ au moins un générateur à gaz (1) comportant une première entrée (3) d'air et une seconde entrée (4) d'un combustible adapté à délivrer, par une sortie (8) des gaz de chauffage à une température et à une pression déterminées, b/ au moins un réacteur-échangeur (9) de chaleur sous pression de forme allongée, de préférence vertical, à tubes (10) et à calandre (11) comportant à l'une de ses extrêmités une entrée des dits gaz reliée à la sortie du générateur à gaz et connectée à la calandre du réacteur échangeur dans laquelle les dits circulent, et les dits moyens d'alimentation (14) en la charge reliée à la pluralité de tubes réactionnels, les dits tubes étant chauffés par chauffage indirect par les dits gaz, ladite calandre comportant des moyens de turbulence des gaz, ledit réacteur-échangeur comportant à l'autre extrêmité une sortie (16) des dits gaz ayant circulé à travers la calandre et les dits moyens de récupération (23) de l'effluent hydrocarboné. Si la température des gaz de chauffage n'est pas suffisante, pour les besoins de la réaction, on peut adjoindre une chambre à post-combustion que l'on interpose entre la sortie des gaz du générateur à gaz, plus particulièrement de la turbine de récupération de puissance accouplée au compresseur, et la dite entrée des gaz dans le réacteur-échangeur. Selon une caractéristique du dispositif, le réacteur échangeur de chaleur est généralement adapté à une circulation à co-courant du bas vers le haut de la charge éventuellement préchauffée dans les tubes réactionnels et des gaz de chauffage dans la calandre. Selon une caractéristique préférée du dispositif, celui-ci comprend un premier réacteur-échangeur de chaleur contenant une pluralité de tubes (10) et un deuxième réacteur-échangeur de chaleur (33) comportant une pluralité de tubes, adapté à purger et à régénérer le catalyseur pendant que le premier réacteur-échangeur est adapté à effectuer la phase réactionnelle de chauffage, la calandre (11) du premier réacteur-échangeur étant connectée à la sortie du générateur à gaz, la calandre (34) du second réacteur-échangeur étant connectée à la sortie du générateur à gaz, les tubes de régénération étant reliés à une extrêmité à une alimentation en gaz de purge et de régénération (36) et à l'autre extrêmité à une évacuation (39) d'un effluent de purge et de régénération, le dispositif comprenant en outre les moyens de changement en alternance adaptés à relier les tubes réactionnels alternativement aux moyens d'alimentation en charge et aux moyens de récupération de l'effluent, puis à l'alimentation en gaz de purge et de régénération et à l'évacuation de l'effluent de purge et de régénération, ces moyens de changement en alternance étant adaptés à relier en outre les tubes de régénération alternativement à l'alimentation en gaz de purge puis de régénération et à l'évacuation de l'effluent de purge puis de régénération, puis aux moyens d'alimentation en charge et aux moyens de récupération de l'effluent d'hydrocarbures, les tubes réactionnels opérant en phase dite réactionnelle pendant que les tubes de régénération opèrent en phase dite de purge et de régénération dans un premier temps et les tubes réactionnels devenant ensuite des tubes de régénération tandis que les tubes de régénération deviennent des tubes réactionnels dans un deuxième temps, les moyens de changement en alternance étant adaptés à connecter par une vanne appropriée (44) la calandre du premier réacteur-échangeur au générateur à gaz pendant la phase réactionnelle et à déconnecter, par une vanne appropriée (48), la calandre du second réacteur-échangeur du générateur à gaz, au moins pendant une période de temps déterminée durant la phase de régénération. Les réacteurs-échangeurs de chaleur sont conventionnels et sont connus de l'Homme de l'Art. L'invention sera mieux comprise au vu de la figure illustrant de manière schématique un mode de réalisation du dispositif applicable à la production d'hydrocarbures aromatiques et combinant la récupération d'énergie mécanique par une turbine de récupération de puissance en aval du dispositif. Un générateur à gaz 1 qui peut être un moteur à réaction ou une partie d'une turbine à gaz (Hispano Suiza THM 1103) comprend un compresseur 2 d'air axial, amené par une ligne 3 qui le comprime et le chauffe à environ 400 C. Cet air comprimé passe dans une chambre de combustion 4 qui est une partie intégrante du moteur à réaction et qui est alimentée en combustible par une ligne 5.Le combustible peut être du méthane jusqu'au fuel oil (fioule). Une combustion exothermique est initiée et se déroule à pression constante pour augmenter la température de l'air à environ 750 à 850"C. L'air et les produits de combustion, appelés gaz de chauffage dans la description, sont ensuite détendus dans une turbine 6 de récupération de puissance à haute pression qui conduit le compresseur d'air 2 par un arbre de transmission 7. Les gaz de chauffage à 750-850"C et sous une pression de 6 à 8 bar environ (1 bar = 105 Pa) sont refoulés par une ligne 8 à la sortie de la turbine 6 vers un premier réacteur-échangeur 9 de chaleur, à tubes 10 et à calandre 11, de forme allongée et de préférence vertical, adapté à fonctionner sous pression (par exemple 20 bar).Les gaz de chauffage sont en effet dirigés par une ligne 8a vers l'extrêmité inférieure de la calandre 1 1 du réacteur-échangeur. La calandre elle-même comprend des déflecteurs adaptés à réaliser une circulation en chicane des gaz de chauffage et favorisant la turbulence, par exemple des internes comprenant en alternance une disque plein central et un disque creux soudé à la périphérie de la calandre (G.A. Skrotzki, Power, Juin 1954, cette article utilisant le terme anglais de "dise and doughnut"). La calandre est rendue étanche par deux parois transversales 12, 13 aux extrêmités supérieure et inférieure soudées à l'enceinte du réacteur et supportant une pluralité (50 à 500 par exemple) de tubes réactionnels 11 de 1 à 10 cm de diamètre. Ces tubes sont préférentiellement munis d'ailettes disposées avantageusement selon l'axe des tubes pour améliorer le coefficient de transfert de chaleur et sont de préférence sensiblement parallèles entre eux et sensiblement parallèles à l'axe du réacteuréchangeur. Ils débouchent, à la partie inférieure, dans une chambre 15 étanche alimentée par une ligne 14 d'arrivée d'une charge, du naphta par exemple, préalablement préchauffée à 450"C sous 4,5 bar. La charge circule de bas en haut à l'intérieur des tubes qui sont remplis d'un lit fixe de catalyseur, généralement une zéolithe cristalline de type MFI, par exemple ZSM5 contenant avantageusement du gallium. Elle circule à co-courant avec les gaz de chauffage qui traversent la calandre de bas en haut. Ces gaz sont récupérés à une sortie au niveau de la partie supérieure de la calandre et sont envoyés à 600"C environ et sous 5 à 7 bar par une ligne 16 vers un ballon de garde 17 puis vers une seconde turbine 18 de récupération de puissance. En sortie de la turbine les gaz à une température d'environ 400"C sous 1,1 bar sont dirigés vers une chambre 19 de récupération de chaleur où de la vapeur d'eau peut être générée, puis vers une cheminée 20. Portés à une température de 600"C environ, les tubes 10 réactionnels sont le siège des réactions endothermiques conduisant à la production d'un effluent riche en hydrocarbures aromatiques et en hydrogène. Cet effluent et la charge non convertie sont récupérés dans une chambre 21 de collecte étanche à l'extrêmité supérieure du réacteur-échangeur de chaleur, qui est isolée de la calandre par la dite paroi transversale supérieure supportant les tubes. La chambre est connectée par l'intermédiaire d'un joint d'expansion 22 à une ligne 23 de récupération de l'effluent. Celui-ci est envoyé à une température d'environ 450 à 550"C sous 2 à 3 bar par la dite ligne vers un second échangeur de chaleur 24 à tubes et à calandre allongé et vertical, adapté à échanger de la chaleur de manière indirecte avec la charge, avant son entrée dans le réacteur-échangeur de chaleur. La charge à préchauffer introduite par une ligne 14a en tête de la calandre et l'effluent traversant les tubes circulent à co-courant de haut en bas. L'effluent hydrocarboné et la charge non convertie sont évacués à l'extrêmité inférieure du second échangeur par une ligne 25 et introduits dans un refroidisseur 26 puis vers un séparateur 27 de phases.Une phase liquide est récupérée dans la partie inférieure du séparateur par une ligne 28 tandis qu'une phase vapeur d'effluent contenant des hydrocarbures aromatiques légers et de l'hydrogène est recueillie par une ligne 29 raccordée à la partie supérieure du séparateur pour être comprimée par un compresseur 30 mis en mouvement par la turbine 18 de récupération de puissance. Ces effluents gazeux sous pression récupérés par une ligne peuvent ensuite être séparés et récupérés. Un générateur électrique 32 peut être mis en fonctionnement par l'énergie excédentaire récupérée en sortie de la turbine de puissance. Pendant que ce premier réacteur-échangeur de chaleur 9 fonctionne en phase réactionnelle, un deuxième réacteur-échangeur de chaleur 33 semblable en tous points au premier, fonctionne en phase de purge et de récupération selon sensiblement les mêmes conditions de température et de pression. La calandre 34 de ce dernier, par son entrée inférieure et une ligne 8b est reliée à la sortie du générateur à gaz. Après avoir traversé la calandre à un moment déterminé du procédé, ces gaz sont évacués dans les mêmes conditions que celles déjà décrites, par une sortie supérieure et conduites par une ligne 35 vers un ballon de garde 17 puis vers une turbine 18 de récupération de puissance qui est généralement la même que celle décrite ci-haut. Les gaz de purge ou de régénération mis en circulation par un compresseur 43 sont introduits par une ligne 36 en tête de la calandre d'un échangeur 37 de chaleur. Ils sont préchauffés dans celle-ci puis introduits par une ligne quittant la sortie inférieure de la calandre de l'échangeur à l'extrêmité inférieure du réacteur échangeur.Les gaz de purge ou de régénération circulent dans les tubes 38 du réacteur-échangeur et les effluents de purge ou de régénération sont recueillis à l'extrêmité supérieure de ce dernier par une ligne 39 d'évacuation à une température de 400 à 6000C puis conduits à l'extrémité supérieure de l'échangeur de chaleur 37 où ils échangent de manière indirecte et à co-courant de la chaleur avec les gaz de purge ou de régénération y pénétrant, en sortent par l'extrêmité inférieure et sont transportés dans un refroidisseur 40 par une ligne 41 puis dans un séparateur 42 où l'eau est soutirée et le reste des effluents est brûlé. Selon le mode de réalisation déjà décrit, le premier réacteur-échangeur de chaleur 9 est en phase réactionnelle pendant que le second réacteur échangeur de chaleur 33 est en phase de purge et de régénération du catalyse u r. Après le temps nécessaire à la production d'hydrocarbures (12 h environ), des moyens de changement en alternance appropriées permettent d'alterner, le premier réacteur-échangeur de chaleur passant en phase de régénération tandis que le second réacteur-échangeur de chaleur passe en phase de réaction. De manière plus précise, les moyens de changement en alternance sont adaptés à relier les tubes réactionnels du premier réacteur-échangeur alternativement aux moyens d'alimentation en charge et aux moyens de récupération de l'effluent hydrocarboné puis à l'alimentation en gaz de purge et de régénération et à l'évacuation de l'effluent de purge et de régénération. Parallèlement, ces moyens de changement en alternance sont adaptés à relier en outre les tubes de régénération du second réacteur-échangeur alternativement à l'alimentation en gaz de purge et de régénération et à l'évacuation de l'effluent de purge et de régénération puis aux moyens d'alimentation en charge et aux moyens de récupération de l'effluent d'hydrocarbures. Ces moyens de changement en alternance commandent, à cette fin, un ensemble de vannes (par exemple, les vannes dessinées en blanc 44, 45, 46 et 47 sont ouvertes, les vannes en noir 46a, 47a, 50a, 51a sont fermées et les vannes 50, 51 sont aussi ouvertes ainsi que pendant un temps limité et partiellement, les vannes 48 et 49 pendant l'alternance où le réacteuréchangeur 9 opère en phase réactionnelle tandis que le réacteuréchangeur (33) est en régénération et vice-versa). Par ailleurs, les dits moyens de changement en alternance sont adaptés à connecter, par une vanne appropriée 44, la calandre du premier réacteuréchangeur 9 au générateur à gaz pendant la phase réactionnelle et à déconnecter, par une vanne appropriée 48, la calandre du second réacteur-échangeur, du générateur à gaz, au moins pendant une période de temps déterminée durant la phase de régénération. En outre, ces moyens de changement en alternance peuvent être adaptés à diviser le débit des gaz de chauffage de façon à délivrer, au moins pendant une durée déterminée, un débit décroissant dans un réacteuréchangeur (régénérateur) et un débit croissant dans l'autre réacteuréchangeur durant la dite durée ou un débit sensiblement constant dans chacun des deux pouvant être compris entre 0 et 100 %. Enfin , des moyens de contrôle et de régulation sont adaptés à contrôler le niveau de température du dispositif, aussi bien en phase réactionnelle qu'en phase de régénération ou de purge. Ils comprennent par exemple des sondes de température disposées respectivement sur les moyens de récupération des gaz de chauffage des réacteurs-échangeurs reliées à des contrôleurs automatiques 44 et 45 qui sont adaptés à asservir, respectivement, une vanne de débit de gaz de chauffage alimentant les réacteurs-échangeurs de chaleur. L'ensemble de ces moyens est connecté aux moyens de changement en alternance ci-dessus, de manière conventionnelle. L'exemple suivant illustre de manière limitative le procédé et le dispositif selon l'invention et notamment la quantité d'énergie mise en jeu. Pour le traitement d'une charge de naphta léger en hydrocarbures aromatiques en présence d'un catalyseur zéolithique, par exemple ZSM5 + 3% Ga en poids on adopte les conditions opératoires suivantes. Quantité ajoutée de naphta 25 tonnes/heure Température de préchauffage 450"C Pression après préchauffage 4,5 bar Vitesse spatiale 3 h-1 Quantité d'air du générateur à gaz 98 T/h Hispano Suiza THM 1103 Combustible injecté 1,6 T/h Température et pression des gaz entrant dans la turbine du générateur 1000 C, 16 bar Température et pression des gaz de chauffage entrant dans la calandre du réacteur-échangeur 800"C, 7 bar Débit de gaz de chauffage sur débit de naphta 4 Réacteur échangeur type tube et calandre Nombre de tubes 330 Diamètre intérieur 100 mm Longueur 6000 mm Surface de transfert par réacteuréchangeur 520 m2 Température de la réaction 450-500 C Température et pression de l'effluent hydrocarboné 500"C, 2,5 bar Hydrocarbures aromatiques - phase vapeur séparée 13 T/h Hydrocarbures aromatiques - phase liquide séparée 12 T/h Quantité de gaz de chauffage quittant la calandre 100 T/h, 600"C, 6 bar Turbine de récupération de puissance 4,7 MW Chambre de récupération de chaleur (gaz à 400"C, 1,1 bar, 100 T/h) Pour la phase réactionnelle, le bilan énergétique est le suivant, exprimé en GJ/h Combustion dans le générateur à gaz 83,7 Besoin en énergie de la réaction 25,1 Récupération de chaleur dans la chambre 23,5 Turbine de récupération de puissance (4,7 MW) 16,3 TOTAL 64,9 Efficacité 77,5 % REVENDICATIONS 1. Procédé de production d'hydrocarbures aromatiques à partir d'une charge d'hydrocarbures aliphatiques de 2 à 12 atomes de carbone dans au moins une zone réactionnelle comportant une pluralité de tubes, de préférence sensiblement parallèles contenant un lit fixe d'une composition de catalyseur, ledit procédé comportant:: a/ une phase réactionnelle de production d'hydrocarbures aromatiques, au cours de laquelle on fait circuler ladite charge éventuellement préchauffée dans les dits tubes dans des conditions appropriées et on recueille un effluent riche en hydrocarbures aromatiques, b/ une phase de purge des tubes avec au moins un gaz de purge approprié après la phase réactionnelle et après une phase de régénération du catalyseur définie ci-dessous, et on recueille un effluent de purge, c/ et une phase de régénération, dans les dits tubes du catalyseur en lit fixe sur lequel s'est déposé du coke lors de la phase réaction nelle, avec au moins un gaz de régénération dans des conditions de régénération appropriées, et on récupère un effluent de régénération, ledit procédé étant caractérisé en ce qu'on introduit la charge à l'une des extrêmités d'au moins un réacteur-échangeur (9) de chaleur sous pression de la zone réactionnelle, à tubes (10) et à calandre (11) et l'on fait circuler la charge à l'intérieur des dits tubes contenus dans le dit réacteur-échangeur;; - on effectue, lors de la phase réactionnelle, le chauffage des tubes dans lesquels circule la charge selon les étapes suivantes a1/ on fait passer une quantité d'air et une quantité de combustible dans au moins un générateur à gaz (1), adapté à délivrer des gaz de chauffage à une pression et à une température adéquates, a2/ on envoie les dits gaz à l'entrée de la calandre (11) du réacteur-échangeur de chaleur, de préférence côté intro duction (15) de la charge, et on fait circuler les dits gaz dans la calandre du réacteur-échangeur de chaleur de façon à échanger de la chaleur indirectement avec la charge et de préférence à co-courant, - on évacue les dits gaz par une sortie (16) de la calandre à l'autre extrêmité, et, - I'on recueille ledit effluent riche en hydrocarbures aromatiques au niveau de ladite autre extrêmité (21). 2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la pression des dits gaz de chauffage est de 2 à 10 bar, et leur température de 600 à 1200 C. 3. Procédé selon les revendications 1 et 2 caractérisé en ce que la pression de gaz de chauffage est de 6 à 8 bar et leur température de 650 à 1000 C. 4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel on évacue les dits gaz à la sortie de la calandre à une pression de 2 à 8 bar, à une température de 500 à 1000"C et on les envoie dans au moins une seconde turbine de récupération de puissance (18) puis dans une chambre de récupération de chaleur (19). 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4, dans lequel on récupère ledit effluent riche en hydrocarbures aromatiques à la température de 400 à 6000C pour l'envoyer dans un second échangeur de chaleur (24) dans lequel on préchauffe, de préférence à co-courant, la charge d'hydrocarbures aliphatiques. 6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel l'effluent hydrocarboné est envoyé dans un refroidisseur (26) puis dans un séparateur (27) qui délivre une phase liquide hydrocarbonée qui est récupérée et une phase vapeur comprenant l'hydrogène, qui est envoyée dans un compresseur (30) mis en action par ladite seconde turbine de récupération de puissance (18). 7. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6 dans lequel la zone réactionnelle comporte au moins deux réacteurs-échangeurs de chaleur (9, 33), caractérisé en ce qu'on effectue la phase réactionnelle dans les tubes (10) d'un réacteur-échangeur (9) pendant que l'on effectue les phases de purge et de récupération du catalyseur dans les tubes (38) d'un autre réacteur-échangeur (33) et vice-versa. 8. Procédé selon la revendication 7 dans lequel on divise le débit de gaz de chauffage à la sortie du générateur à gaz de telle sorte qu'une fraction d'au plus 10 % des gaz soient envoyés de manière décroissante dans le réacteur-échangeur où l'on effectue la phase de purge et une partie au moins de la régénération et qu'une fraction d'au moins 90 % des gaz soient envoyés de manière croissante dans le réacteur-échangeur effectuant la phase réactionnelle. 9. Procédé selon l'une des revendications 1 à 8 dans lequel l'effluent de régénération ou de purge est envoyé dans un échangeur de chaleur (37) à une température de 400 à 600"C dans lequel on préchauffe de préférence à co-courant le gaz de régénération ou de purge à une température de 10 à 100 C inférieure à la température où commence la combustion du coke. 10. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9 dans lequel l'effluent de régénération est envoyé dans un système de récupération d'énergie (40). 11. Procédé selon l'une des revendications 1 à 10 dans lequel le gaz de régénération comprend de 0,05 à 3 % en volume d'oxygène moléculaire. 12. Procédé selon l'une des revendications 1 à 1 1 dans lequel le rapport du débit des gaz de chauffage sur celui de la charge est compris entre 2 et 8 et de préférence entre 3 et 5. 13. Procédé selon l'une des revendications 1 à 12 dans lequel on effectue lors de la phase réactionnelle une combustion contrôlée in situ, dans au moins une partie de la calandre, d'une quantité appropriée de combustible gazeux et éventuellement de gaz inerte par au moins une partie des dits gaz de chauffage contenant de 15 à 19 % d'oxygène.