FR 2890956 A1 20070323 FR 0509670 A 20050921 Domaine de l'invention: L'objet de l'invention concerne la production de gaz de synthèse à partir de gaz naturel ou d'hydrocarbures légers: méthane, éthane, propane, butane, voire des hydrocarbures ayant moins de 10 atomes de carbone, ainsi que leurs mélanges. Le gaz de synthèse est un mélange composé principalement (après élimination de l'eau) d'hydrogène, de monoxyde de carbone et de dioxyde de carbone. Il contient souvent de petites quantités d'hydrocarbures résiduels, typiquement de méthane. Le gaz de synthèse peut être utilisé pour produire de l'hydrogène. Il peut être également utilisé pour produire des composés liquides par conversion chimique, par exemple des oxygénés (méthanol, diméthyl-éther...), ou des hydrocarbures, notamment oléfiniques ou paraffiniques. Art antérieur: On connait déja plusieurs procédés de production de gaz de synthèse, notamment 15 le vaporéformage, l'oxydation partielle et le procédé autotherme. Le vaporéformage (connu sous le sigle SMR qui provient de l'anglais "steam methane reforming" qui signifie "réformage du méthane à la vapeur") , consiste à faire réagir la charge sur un catalyseur en présence de vapeur d'eau pour obtenir un gaz de synthèse qui contient principalement (hors vapeur d'eau) un mélange d'oxyde de carbone et d'hydrogène. Cette opération est endothermique. Elle est réalisée typiquement en faisant circuler la charge, en présence de vapeur d'eau dans des tubes remplis de catalyseur, (généralement un catalyseur au nickel, par exemple comprenant de 6 à 25% poids de nickel déposé sur un support comprenant principalement de l'alumine, ou un mélange d'alumine et d'un ou plusieurs autres composés réfractaires). Les tubes sont chauffés par radiation dans des fours tubulaires. Les points les plus chauds de la flamme doivent être maintenus suffisamment distants des tubes pour qu'il n'y ait pas de surchauffe excessive et de ce fait, les fours utilisés sont encombrants et coûteux. Il a par ailleurs déja été proposé de réaliser un vaporéformage dans un réacteur- échangeur (ceci signifiant que la chaleur est transmise majoritairement par convection, et non majoritairement par radiation comme dans un four), le milieu réactionnel étant chauffé indirectement par des fumées à très haute température. L'utilisation de fumées à très haute température dans un échangeur se révèle toutefois délicate. L'oxydation partielle (connue sous le sigle PDX qui provient de l'anglais "partial oxydation" qui signifie oxydation partielle), consiste à former par combustion en conditions sous-stoechiométriques un mélange à haute température - généralement entre 1000 C et 1600 C - d'hydrocarbures et d'air ou d'oxygène, pour oxyder les hydrocarbures et obtenir le gaz de synthèse. Ce procédé utilise des quantités importantes d'oxygène, lorsqu'on ne peut utiliser de l'air (lorsqu'on recherche un gaz de synthèse sans azote). Le procédé autotherme réalise une oxydation partielle immédiatement suivie par un vaporéformage catalytique en régime adiabatique à haute température, par exemple dans la plage de températures de sortie: 900 C 1000 C. Ce procédé réalise une combinaison en série des deux modes réactionnels précédents. Il consomme moins d'oxygène que le procédé PDX, mais nécessite un lit catalytique. Un but du procédé selon l'invention est de produire du gaz de synthèse à partir d'hydrocarbures légers dans une installation beaucoup plus compacte qu'une installation de vaporéformage, nécessitant typiquement moins d'oxygène que les procédés PDX et autotherme. Le procédé selon l'invention est donc très performant du point de vue énergétique et ceci avec un encombrement réduit et un coût d'investissement limité. Selon l'une de ses variantes préférées, l'invention permet aussi de réduire les températures les plus élevées utilisées tout en maintenant l'efficacité énergétique à un niveau élevé. Ceci permet de limiter les investissements et d'augmenter la fiabilité et la durée de vie de l'installation. Définition sommaire de l'invention: Pour atteindre les buts précités, l'invention utilise une combinaison particulière de vaporéformage (SMR) et d'oxydation partielle (PDX). Mais contrairement au procédé autotherme, qui utilise un mélange de tous les réactifs et une conversion chimique du mélange, le procédé selon l'invention réalise une PDX à l'oxygène, et un échange de chaleur indirect pour transférer la chaleur excédentaire de cette PDX à un réacteur-échangeur SMR de type réacteur-échangeur compact. Ceci permet de pousser plus loin le vaporéformage et de favoriser ainsi la production d'H2 et de CO. Le potentiel en H2 (hydrogène obtenu après conversion du CO à la vapeur) est donc accru, et le besoin en oxygène moindre vis-à-vis du procédé autotherme. Les deux gaz de synthèse obtenus (par PDX et par SMR) sont alors typiquement mélangés, ce qui accroit la quantité de gaz de synthèse obtenu par rapport aux procédés utilisant la combustion d'air pour chauffer les tubes de vaporéformage. Enfin, le CO2 produit peut être aisément récupéré en aval car il n'est pas dilué par d'importants volumes d'azote. Du point de vue de la compacité, celle-ci est excellente: D'une part, le gaz de synthèse produit par PDX possède de meilleures propriétés de transfert de chaleur par convection que des fumées de combustion à l'air. D'autre part, la PDX peut être mise en oeuvre sous pression élevée (sans nécessiter la compression de l'azote de l'air), ce qui augmente de façon très importante la compacité et réduit la surface d'échange nécessaire (il y a augmentation des échanges convectifs en phase gazeuse avec la pression). Ainsi, les surfaces nécessaires au transfert de chaleur et donc les investissements peuvent être notablement réduits. Il a également été découvert selon une variante caractéristique de la présente invention, qu'il est possible de réaliser l'oxydation partielle dans une installation beaucoup plus compacte et économique, en la réalisant dans le réacteur- échangeur, beaucoup plus compact qu'un four, à condition d'éviter la présence d'une flamme au niveau des tubes de vaporéformage, dont les points chauds doivent être éliminés car ils peuvent conduire à la détérioration ou la destruction de ces tubes. L'invention permet de réaliser l'opération de vaporéformage dans un réacteur-échangeur en développant une réaction d'oxydation partielle sans flamme, à l'intérieur de la calandre du réacteur-échangeur, tout du moins au niveau des tubes de vaporéformage. Description détaillée de l'invention: Les références indiquées ci-après correspondent à celles utilisées plus loin pour la description des figures annexées. Dans ce qui suit, on utilisera indifféremment les expressions "combustion partielle" et "oxydation partielle" ou "PDX". L'invention propose un procédé de production d'un gaz de synthèse SG à partir d'une charge globale F constituée d'hydrocarbures et optionnellement de composés recyclés, F comprenant une première charge F1, une seconde charge F2, dans lequel: É on soumet un courant comprenant la première charge F1 additionnée de vapeur d'eau à un vaporéformage dans au moins un réacteur-échangeur multitubulaire R comprenant une pluralité de tubes réactionnels contenant un catalyseur de vaporéformage et une calandre contenant ces tubes, pour la production d'un premier gaz de synthèse SG1; É on chauffe principalement par convection les tubes réactionnels par circulation dans ladite calandre d'un fluide HF de chauffage externe de ces tubes, dans lequel HF est un courant sensiblement exempt d'azote, d'oxydation partielle à l'oxygène de la seconde charge F2 sous une pression comprise entre 0,5 et 12 MPa, pour la production d'un second gaz de synthèse SG2, É on produit le gaz de synthèse SG par mélange de SG1 et SG2. Le mélange de SG1 et SG2 est typiquement réalisé en aval du réacteur-échangeur R, 25 mais peut également être réalisé dans la calandre de R, par exemple sensiblement à l'une des extrémités de cette calandre ou de R. Les charges F1 et F2 peuvent être diverses, gazeuses et/ou liquides. Elles peuvent être de même composition ou de compositions différentes. Le plus souvent toutefois, les charges F1 et F2 sont essentiellement gazeuses sous une pression de 2MPa et à la température de 20 C. Typiquement, F1 et F2 sont de composition identique et proviennent d'un gaz naturel, ou purifié, ou d'un mélange gazeux composé principalement, en % molaire, d'hydrocarbures ayant moins de 5 atomes de carbone. F1 et F2 (ou l'une d'entre elles seulement, par exemple F2) peuvent également comprendre un courant de recyclage, notamment un courant comprenant une fraction séparée en aval telle qu'une fraction de SG séparée par adsorption et désorption à balancement de pression (gaz de purge d'une adsorption dite "PSA") pour la production d'hydrogène. De telles fractions recyclées contiennent souvent du CO et du méthane non transformé, ainsi typiquement que du CO2. On obtient, grâce à l'oxydation partielle sous pression à l'oxygène, un fluide thermique HF sous pression élevée ayant des propriétés d'échange thermique très élevées permettant de transférer une quantité de chaleur importante dans un réacteur-échangeur relativement compact. Selon une variante préférée de l'invention, la PDX est réalisée de façon étagée: Typiquement, le fluide de chauffage HF comprend au moins un premier courant d'oxydation partielle à l'oxygène d'une première partie de F2, souvent additionnée de vapeur d'eau, que l'on fait circuler dans le réacteur-échangeur pour le chauffage des tubes réactionnels, puis que l'on mélange dans au moins une zone d'oxydation partielle complémentaire avec au moins une seconde partie de F2 et de l'oxygène, ajoutés seuls ou en mélange, afin d'augmenter la température dudit premier courant, puis on fait circuler le courant du mélange ainsi obtenu dans la calandre de R pour un chauffage complémentaire des tubes réactionnels avant de sortir dudit réacteur-échangeur R. Le courant de mélange obtenu est aussi le courant de chauffage HF. HF désigne ainsi un courant de composition, de débit et de température évolutifs au cours de sa circulation dans la calandre de R. On peut généralement utiliser une, ou deux, ou trois, voire entre 4 et 8 zones complémentaires d'oxydation partielle. De façon préférée on utilise entre 1 et 4 zones complémentaires d'oxydation partielle, et de façon très préférée 2 ou 3 zones complémentaires d'oxydation partielle. Cette combustion étagée permet de transférer une quantité importante de chaleur, apportée par incréments de température, avec des refroidissements intermédiaires lors du transfert de chaleur aux tubes réactionnels, sans atteindre les températures particulièrement élevées qui seraient obtenues en réalisant toute l'oxydation partielle en une étape. Ces zones d'oxydation partielle (initiale et/ou complémentaires) peuvent être internes et/ou externes à la calandre du réacteur-échangeur R. Selon une première variante caractéristique du procédé selon l'invention, la ou les zone(s) d'oxydation partielle complémentaire est (sont) disposée(s) à l'intérieur de la calandre du réacteur-échangeur R. La zone d'oxydation partielle initiale peut également être une zone interne au réacteuréchangeur R. Typiquement, la zone d'oxydation partielle complémentaire est une zone exempte de tubes réactionnels et sensiblement contigue à la paroi interne de la calandre du réacteur-échangeur R. De façon très préférée on évite la formation de flammes au contact des tubes réactionnels. Selon un premier mode de réalisation de l'oxydation partielle, celle-ci peut être faite, dans le cas de cette première variante caractéristique de l'invention, en limitant la présence de flammes dans une ou plusieurs zone(s) exemple(s) de tubes réactionnels, notamment contigue(s) à la paroi interne de la calandre (37) du réacteur-échangeur R. On peut notamment utiliser un brûleur à flamme plate, ou courte de type connu, et/ou de multiples brûleurs de petite dimensions donnant par conséquent des flammes plus petites. Selon un autre mode de réalisation de l'oxydation partielle, on injecte en un point à l'intérieur de la calandre du réacteur-échangeur une partie au moins de F2 et de l'oxygène, de préférence en présence de vapeur d'eau, dans des conditions de turbulence et/ou de recirculation suffisantes pour obtenir une oxydation partielle (initiale et/ou complémentaire) en régime de combustion homogène dans une zone au moins de la calandre du réacteur-échangeur R. Pour réaliser des conditions de combustion aussi homogènes que possible, on peut opérer à des températures relativement modérées (par exemple moins de 1200 C, voire de 1150 C) permettant de réaliser plus facilement une combustion (oxydation) homogène sans flamme. La plage de conditions (concentrations, températures) pour l'obtention d'un tel régime de combustion homogène peut être déterminée précisément par une modélisation de la combustion et/ou par des essais en faisant varier la recirculation des gaz et la turbulence). La combustion homogène est en effet favorisée par un mélange très turbulent des réactifs et par leur recirculation. De préférence, on met en oeuvre l'oxydation partielle en régime homogène à proximité immédiate des tubes de vaporéformage et on réalise un transfert thermique immédiat de la chaleur d'oxydation vers les tubes de vaporéformage. L'oxydation partielle en régime homogène peut alors se poursuivre au niveau des tubes de vaporéformage car elle ne génère pas de points chauds susceptibles de les détériorer. Il devient alors possible de rendre plus homogènes les températures dans le réacteuréchangeur, ce qui permet d'optimiser les transferts thermiques, de réduire le nombre de zones complémentaires d'oxydation partielle et/ou de limiter la température locale maximale effective du fluide HF, ce qui est favorable du point de vue de la durée de vie des équipements. Selon un troisième mode de l'oxydation partielle, on injecte en un point à l'intérieur de la calandre du réacteur-échangeur une partie au moins de F2 et de l'oxygène, additionnée de préférence de vapeur d'eau, en amont d'une zone de combustion catalytique, dans des conditions ou la température du mélange obtenu est inférieure à la température ou la combustion se produit avec une flamme. La combustion catalytique est une technique bien connue dans le domaine de la combustion, et peut utiliser divers catalyseurs. On peut par exemple se référer aux brevets ou demandes de brevet US20050081443; US 5,980,843; US 5,405,260; EP 0 689 870 B1; EP 0 712 661 B1..Les zones de températures initiales et finales permettant de réaliser dans les meilleures conditions une combustion catalytique peuvent être déterminées par des essais, pour un catalyseur donné. Les températures initiales (avant combustion) préférées sont inférieures à 900 C, et souvent comprises entre 800 C et 880 C. Les températures finales (après combustion) préférées sont inférieures à 1000 C, et souvent comprises entre 800 C et 980 C. Aussi, on peut avantageusement limiter la combustion catalytique à la partie la moins chaude du réacteur-échangeur R. Ainsi, si le courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau rentre à une extrémité du réacteur- échangeur, la zone de combustion catalytique est située typiquement dans la première moitié du réacteur-échangeur relativement à cette extrémité. Selon une seconde variante caractéristique du procédé selon l'invention, la ou les zone(s) complémentaire(s) d'oxydation partielle (42, 44), et/ou la zone d'oxydation partielle initiale peuvent être disposée(s) à l'extérieur de la calandre (37) du réacteur-échangeur R. Cette option conduit à une réalisation moins compacte, mais autorise des dimensionnements standards pour les brûleurs et les zones d'oxydation. Il est également possible de combiner une ou deux zones d'oxydation partielle externes (par exemple la zone initiale) et une ou deux ou plus généralement plusieurs zones d'oxydation partielle internes. La circulation du fluide de chauffage HF peut être réalisée de différentes façons. Le plus souvent, le courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau circule dans le réacteur-échangeur essentiellement selon une direction, et le fluide de chauffage HF circule au moins globalement à contre-courant par rapport à F1 (c'est-à-dire soit à contre-courant pur, HF circulant parallèlement aux tubes, soit localement en courant croisé, mais globalement à contre-courant d'ensemble). Une circulation à cocourant est toutefois possible. Dans ce cas, si le courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau circule dans le réacteur-échangeur essentiellement selon une direction, le fluide de chauffage HF circule au moins globalement à co-courant par rapport à F1 (co-courant pur ou d'ensemble). Les deux gaz de synthèse SG1 et SG2 sont le plus souvent mélangés à l'extérieur du réacteur-échangeur. On peut cependant en alternative réaliser leur mélange dans le réacteur-échangeur, notamment à l'une des extrémités. Cette configuration est plus facile à réaliser si F1 et HF circulent à co-courant, les deux gaz SG1 et SG2 étant produits à la même extrémité du réacteur-échangeur R. Les pressions respectives P1 et P2 de SG1 et SG2 en sortie du réacteur-échangeur réalisent les conditions suivantes: 0,8 MPa Le plus souvent P2 > P1. Souvent, SG2, en sortie du réacteur-échangeur R échange de la chaleur avec le courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau pour le préchauffage final ou un vaporéformage partiel (ou prévaporéformage) de ce courant avant son entrée dans le réacteur-échangeur R. SG2 subit donc typiquement une perte de charge avant son mélange avec SG1, et typiquement, P2>P1. En général, SG2, en sortie du réacteur-échangeur R échange de la chaleur avec le courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau, pour le vaporéformage partiel de ce courant avant son entrée dans le réacteuréchangeur R, dans un réacteur-échangeur de chaleur (primaire, typiquement différent de R et référencé ci-après 2b), puis est mélangé au courant SG1 sortant du réacteur-échangeur R pour former un gaz de synthèse SG qui préchauffe dans un échangeur de chaleur (référencé ci-après 2a) le courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau juste en amont du réacteur-échangeur (2b). On utilise ainsi de façon efficace le potentiel thermique de SG1, relativement plus froid, et SG2, relativement plus chaud et fournissant les calories à relativement haute température nécessaire au vaporéformage partiel préliminaire. Ce pré-vaporéformage, de mise en oeuvre similaire à celle du vaporéformage, dans un réacteur- échangeur à tubes contenant un catalyseur de vaporéformage est typiquement réalisé à des températures inférieures de 100 C à 200 C à celles du vaporéformage. La charge F1 additionnée de vapeur d'eau est typiquement préchauffée entre 500 C et 700 C (et de préférence entre 580 et 680 C) avant son entrée dans le réacteur- échangeur R, la température de SG1 en sortie du réacteur-échangeur R est comprise entre 800 C et 950 C (et de préférence entre 820 et 900 C) , et la température de SG2 en sortie du réacteuréchangeur R est comprise entre 850 C et 1150 C et de préférence entre 900 C et 1050 C. L'invention concerne également un procédé de production d'hydrogène à partir d'un gaz de synthèse SG ainsi produit. L'invention sera mieux comprise à la lecture de la description des figures annexées dans laquelle: La figure 1 représente un schéma simplifié de réalisation du procédé selon l'invention. La figure 2 représente un autre schéma simplifié de réalisation du procédé selon l'invention, représentant de façon plus détaillée un réacteur-échangeur comportant des zones d'oxydation partielle internes. La figure 3 représente une coupe du réacteur-échangeur de la figure 2. La figure 4 représente un autre schéma simplifié de réalisation du procédé selon l'invention, représentant de façon plus détaillée un réacteur-échangeur comportant des zones d'oxydation partielle externes. Les figures 5a et 5b représentent des schémas simplifiés de réalisation du procédé selon l'invention, dans des installations comportant plusieurs réacteur-échangeurs. Description des figures: On se réfère maintenant à la figure 1. Le courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau, c'est-àdire la charge de vaporéformage, est un mélange d'un gaz généralement épuré, comprenant typiquement plus de 80% molaire de méthane et de 2 à 15% d'éthane, et de vapeur d'eau avec un rapport molaire H2O/F1 typiquement compris entre 1,8 et 3,5. Ce courant entre par la ligne 1 dans l'échangeur de préchauffe 2a, puis traverse le réacteur-échangeur 2b dans lequel est réalisé un pré-vaporéformage à température de sortie relativement modérée, typiquement comprise entre 650 C et 770 C, de préférence entre 670 C et 740 C. Le réacteur-échangeur 2b est un échangeur multi-tubulaire à tubes contenant un catalyseur de vaporéformage, par exemple l'un des catalyseurs décrits dans les exemples du brevet US 4,906,603. En sortie du réacteur-échangeur 2b, le courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau, partiellement converti en gaz de synthèse, alimente par la ligne 3 le réacteur- échangeur principal R, lui aussi multi-tubulaire à tubes contenant un catalyseur de vaporéformage, typiquement de même type que celui du réacteur-échangeur 2b. Ce courant est alors réparti dans une pluralité de tubes réactionnels 38 disposés à l'intérieur de la calandre 37 du réacteur-échangeur R, puis, après vaporéformage, sort du réacteuréchangeur R par la ligne 4, formant un premier gaz de synthèse SG1 et est refroidi dans l'échangeur 2a en mélange avec le deuxième gaz de synthèse SG2. Une autre partie F2 de la charge globale F alimente via une entrée d'hydrocarbures 41a une chambre d'oxydation partielle 40, alimentée par ailleurs en oxygène par la ligne 41b. La charge F2 et/ou l'alimentation en oxygène peuvent typiquement être additionnés de vapeur d'eau (par exemple 20% à 50% molaire de vapeur d'eau) pour limiter les risques de formation de carbone (suies). Les températures de sortie de la chambre d'oxydation partielle 40 sont typiquement comprises entre 1100 C et 1250 C, de préférence entre 1140 C et 1200 C. Le contrôle de cette température peut être réalisé par modulation du rapport molaire 02/(hydrocarbures de F2), souvent compris entre 0,48 et 0,85. Le fluide HF de chauffage ainsi formé entre dans le réacteur-échangeur R, ou une combustion sans flamme peut éventuellement se poursuivre, et transfert une partie notable de la chaleur d'oxydation partielle aux tubes réactionnels 38, permettant ainsi le vaporéformage de F1. Le courant HF sort du réacteur-échangeur R via la ligne 27 pour former un second gaz de synthèse SG2. Ce gaz de synthèse SG2, dont la température en sortie du réacteur-échangeur R est encore élevée, par exemple de l'ordre de 1000 C, alimente le réacteur-échangeur 2b de pré- vaporéformage de la charge F1, ou il est utilisé comme fluide de chauffage, puis sort de 2b via la ligne 28, est mélangé avec le gaz de synthèse SG1 circulant dans la ligne 4, puis le mélange SG ainsi formé est refroidi dans l'échangeur 2a dont il sort par la ligne 29. Le gaz de synthèse SG peut alors subir des traitements complémentaires tels qu'un refroidissement plus poussé, une conversion du CO à la vapeur, une conversion chimique etc... Grâce à 2a et 2b, l'installation de la figure 1 réalise une bonne récupération thermique, en particulier sur l'effluent le plus chaud du réacteur-échangeur R, c'est-à-dire SG2. On se réfère maintenant à la figure 2: Le réacteur-échangeur R de la figure 2 comprend 3 chambres, ou zones d'oxydation partielle en série, de telle sorte que cette oxydation partielle étagée permette une transmission de chaleur plus importante aux tubes 38 de vaporéformage et/ou l'utilisation de températures maximales plus basses pour HF. Ces 3 zones: 30 (zone initiale), 32 et 34 (zones complémentaires) sont internes à la calandre 37 de R. Ces zones 30, 32, et 34 sont alimentées en hydrocarbures de la charge F2 (typiquement additionnés de vapeur d'eau) via respectivement les lignes 31a, 33a, et 35a. Elles sont également alimentées en oxygène via respectivement les lignes 31b, 33b, et 35b. Il peut également y avoir présence de vapeur d'eau dans les mêmes conditions que pour l'installation de la figure 1. Le fluide de chauffage circule à l'intérieur de R à courant croisé et contre-courant global en suivant la ligne de circulation figurant sur la figure 2 et indiquée par les références 22, 23, 24, 25, et 26. Cette circulation est imposée par la présence d'entretoises ou chicanes 36 dans le réacteur-échangeur R, de façon analogue aux entretoises ou chicanes de la calandre d'un échangeur de chaleur à tubes et calandre conventionnel. La récupération de chaleur sur les effluents du réacteur-échangeur R du dispositif de la figure 2 est également performante, mais diffère de celle de la figure 1: On utilise également deux échangeurs, qui sont référencés 2 et 2c mais seul l'échangeur 2 transmet de la chaleur à la charge F1 de vaporéformage alors que l'échangeur 2c transmet de la chaleur à la charge F2 d'oxydation partielle, additionnée de vapeur d'eau. On obtient donc un préchauffage de plusieurs courants alimentant R, et en particulier de la charge de vaporéformage et de la charge F2 d'oxydation partielle. On pourrait également préchauffer les fluides ajoutés à HF au cours de l'oxydation partielle étagée, en particulier les hydrocarbures et/ou la vapeur d'eau, et/ou préchauffer l'oxygène. La figure 3, qui représente une vue de dessus d'une coupe du réacteuréchangeur R de la figure 2 au dessus de la zone 32 montre en vue de dessus l'une des entretoises 36. La zone d'oxydation partielle 32 comprend un brûleur avec introduction d'hydrocarbures et d'oxygène via les lignes 33a et 33b qui alimentent tangentiellement deux tubes concentriques 33d et 33c pour créer un mélange rapide par vortex contrarotatifs. Les extrémités du réacteur-échangeur R de la figure 2 comprennent typiquement 5 des fonds bombés conventionnels, non représentés pour des raisons de clarté de la figure, et R englobe la totalité des tubes réactionnels 38. L'installation de la figure 2 ne représente qu'un échangeur de chaleur 2, mais pourrait également comprendre des réacteurs-échangeurs et/ou échangeurs de chaleur tels que 2a et 2b de l'installation de la figure 1. Le réacteur-échangeur R des figures 2 et 3 ne représente qu'un type de réacteur-échangeur utilisable pour la mise en oeuvre du procédé selon l'invention et d'autres types de réacteur-échangeur R peuvent être utilisés sans sortir du cadre de l'invention, y compris des réacteurséchangeurs à "tubes en baillonnettes". Dans ce type de réacteurséchangeurs, chacun des tubes réactionnels 38 comprend deux tubes concentriques et la charge de vaporéformage circule successivement dansl'espace annulaire puis dans le tube central interne, ou dans le sens de circulation inverse, le courant d'entrée de F1 et le courant SG1 respectivement entrant et sortant à la même extrémité de R. L'installation de la figure 4 est assez proche de celle de la figure 2, mais utilise des zones d'oxydation partielle externes et non internes à R, permettant, au prix d'une réalisation moins compacte, d'utiliser des brûleurs et/ou des zones d'oxydation standards sans problèmes d'encombrement. Ces zones 40, 42, et 44 sont alimentées en hydrocarbures de F2 via respectivement les lignes 41a, 43a, et 45a. Elles sont également alimentées en oxygène via respectivement les lignes 41 b, 43b, et 45b. Il peut également y avoir présence de vapeur d'eau dans les mêmes conditions que pour l'installation de la figure 1. La figure 3a représente une installation comprenant trois réacteurséchangeurs R1, R2 et R3, traversés en parallèle par des parties du courant comprenant F1, et traversés en série par un courant HF d'oxydation partielle étagée, avec réchauffage intermédiaire de HF entre deux réacteurs-échangeurs successifs. Une telle installation pourrait comprendre non pas trois, mais deux, quatre, ou de façon générale plusieurs réacteurs-échangeurs Ri. L'installation de la figure 5b est assez proche de celle de la figure 5a, mais utilise pour le courant comprenant F1 une circulation en série (vaporéformage étagé) dans les échangeurs R1, R2, R3, à contre-courant d'ensemble avec le courant d'oxydation partielle HF, également étagé. Cette configuration permet d'obtenir une récupération thermique et une efficacité énergétique très élevée, le réacteur-échangeur R1, qui réalise un pré-vaporéformage pouvant être opéré à relativement basse température. De même, l'installation de la figure 5b pourrait comprendre non pas trois, mais deux, quatre, ou de façon générale plusieurs réacteurs-échangeurs Ri. Exemple: On simule la production d'un gaz de synthèse SG sous pression de 2,5 MPa à partir d'un gaz naturel dans une installation du type de celle de la figure 2. Les charges F1 et F2 sont de composition identique (gaz naturel assimilé à du méthane). Les conditions d'entrée (ligne 1) sont les suivantes: F1 = gaz naturel, avec un débit (de méthane) de 50 000 NM3/h; F1 est additionné par H2O (vapeur d'eau) avec un rapport molaire H2O/F1 = 3 ( H2O et F1 en % molaire). Le courant F1 + H2O est préchauffé à 600 C dans l'échangeur 2, puis alimente le réacteur-échangeur R sous une pression de 2,5 MPa qui est la pression de l'installation (pour la simulation, on n'a pas pris en compte les pertes de charges). Après vaporéformage catalytique, avec une température de sortie de 850 C (dans la ligne 4), le premier gaz de synthèse SG1 obtenu est mélangé avec le second gaz de synthèse SG2 circulant dans la ligne 27, le mélange SG1 + SG2 alimentant l'échangeur de chaleur 2. Dans la première zone d'oxydation partielle 30, on alimente via la ligne 31a 100 433 NM3/h de méthane additionné avec de la vapeur d'eau saturante (rapport H2O/Méthane = 1 en % molaire), et via la ligne 31b, 64 650 NM3/h d'oxygène, pour former, par oxydation partielle, un premier fluide de chauffage HF à 1150 C, qui est refroidi à 1000 C dans le réacteuréchangeur R avant d'être réchauffé dans la seconde zone complémentaire d'oxydation partielle 32. Dans cette zone 32, on alimente 20 883 NM3/h de méthane et 19 776 NM3/h d'oxygène, avec de la vapeur d'eau (H2O/Méthane = 1 en % molaire). Le méthane est alimenté à 20 C, et la vapeur d'eau aux conditions de vapeur saturante. Cette oxydation partielle complémentaire remonte la température de HF à 1150 C. HF transmet à nouveau de la chaleur aux tubes 38, et sa température retombe à 845 C. On alimente alors dans la seconde zone complémentaire d'oxydation partielle 34 un débit de 28 285 NM3/h de méthane et 12 993 NM3/h d'oxygène, avec de la vapeur d'eau (H2O/Méthane = 1 en % molaire), dans les mêmes conditions que pour la zone 32. Cette zone 34 est une zone d'oxydation catalytique, et utilise un catalyseur comprenant 5% poids de rhodium tel que celui décrit dans l'exemple 1 de la demande de brevet US 2002/0004450 Al, ou celui de l'exemple 1 du brevet US 5,510,056. Le mélange global avec HF de cette oxydation partielle complémentaire catalytique (ce mélange étant également un fluide HF) remonte la température initiale de HF à 900 C. HF transmet à nouveau de la chaleur aux tubes 38, et sa température retombe à 750 C à sa sortie de R, formant un second gaz de synthèse SG2 qui circule dans la ligne 27. Ce second gaz de synthèse SG2 est mélangé avec SG1 pour former le gaz de synthèse SG global, qui est refroidi à 662 C dans l'échangeur de chaleur 2 puis rejoint via la ligne 28 l'échangeur de chaleur 2c dans lequel il est refroidi à 546 C. Cet échangeur 2c permet de préchauffer la charge F2 additionnée de vapeur d'eau à 500 C. Les gaz de synthèse SG1, SG2, et le gaz de synthèse final SG obtenu (qui comprend 469 182 NM3 de H2+CO) ont les compositions suivantes, en % molaire, et en tenant compte de H2O: % SG1: effluent de SG2: effluent de SG: gaz de synthèse molaire vaporéformage (ligne PDX (lignes 27, 28) final (ligne 29) 4) H2 47,9 45 46 CO 8,9 16,3 13,8 CO2 5,3 7,5 6,8 CH4 3, 7 2,3 2,8 H2O 34,2 28,9 30,6 Le gaz de synthèse SG peut être soumis en aval à une conversion du CO à la vapeur, et à une purification finale pour produire de l'hydrogène. Il peut aussi être utilisé, souvent après ajustement du rapport H2/CO (par exemple par séparation de l'hydrogène en excès) pour une conversion chimique, par exemple en alcools ou autres oxygénés, ou en oléfines et/ou en paraffines. REVENDICATIONS 1. Procédé de production d'un gaz de synthèse SG à partir d'une charge globale F constituée d'hydrocarbures et optionnellement de composés recyclés, F comprenant une première charge F1, une seconde charge F2, dans lequel: É on soumet un courant comprenant la première charge F1 additionnée de vapeur d'eau à un vaporéformage dans au moins un réacteuréchangeur multitubulaire R comprenant une pluralité de tubes réactionnels (38) contenant un catalyseur de vaporéformage et une calandre contenant ces tubes, pour la production d'un premier gaz de synthèse SG1 É on chauffe principalement par convection lesdits tubes réactionnels (38) par circulation dans ladite calandre d'un fluide HF de chauffage externe de ces tubes, dans lequel HF est un courant sensiblement exempt d'azote, d'oxydation partielle à l'oxygène de la seconde charge F2 sous une pression comprise entre 0,5 et 12 MPa, pour la production d'un second gaz de synthèse SG2, É on produit le gaz de synthèse SG par mélange de SG1 et SG2. 2. Procédé selon la revendication 1 dans lequel ledit fluide de chauffage HF comprend au moins un premier courant d'oxydation partielle à l'oxygène d'une première partie de F2, que l'on fait circuler dans le réacteuréchangeur pour le chauffage des tubes réactionnels, puis que l'on mélange dans au moins une zone d'oxydation partielle complémentaire (32, 34, 42, 44) avec au moins une seconde partie de F2 et de l'oxygène, ajoutés seuls ou en mélange, afin d'augmenter la température dudit premier courant, puis on fait circuler le courant du mélange ainsi obtenu dans la calandre de R pour un chauffage complémentaire des tubes réactionnels avant de sortir dudit réacteur-échangeur R. 3. Procédé selon l'une des revendications 1 et 2 dans lequel ladite zone d'oxydation partielle complémentaire (32, 34) est disposée à l'intérieur de la calandre (37) du réacteur-échangeur R. 4. Procédé selon la revendication 3 dans lequel ladite zone d'oxydation partielle complémentaire (32, 34) est une zone exempte de tubes réactionnels et sensiblement contigue à la paroi interne de la calandre (37) du réacteur-échangeur R. 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 dans lequel on injecte en un point à l'intérieur de la calandre du réacteur-échangeur une partie au moins de F2 et de l'oxygène, de préférence en présence de vapeur d'eau, dans des conditions de turbulence suffisantes pour obtenir une oxydation partielle complémentaire en régime de combustion homogène dans une zone au moins de la calandre du réacteur-échangeur R. 6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel on injecte en un point à l'intérieur de la calandre du réacteur-échangeur une partie au moins de F2 et de l'oxygène, additionnée de préférence de vapeur d'eau, en amont d'une zone d'oxydation partielle complémentaire catalytique, dans des conditions ou la température du mélange obtenu est inférieure à la température ou la combustion se produit avec une flamme. 7. Procédé selon la revendication 6 dans lequel ledit courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau rentre dans le réacteuréchangeur R à l'une de ses extrémités, et ladite zone de combustion catalytique est située dans la première moitié du réacteur-échangeur R relativement à cette extrémité. 8. Procédé selon la revendication 2 dans lequel ladite zone d'oxydation partielle complémentaire (42, 44) est disposée à l'extérieur de la calandre (37) du réacteur-échangeur R. 9. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel ledit courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau circule dans le réacteur- échangeur essentiellement selon une direction, et ledit fluide de chauffage HF circule au moins globalement à contre-courant par rapport à F1. 10. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel ledit courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau circule dans le réacteur-échangeur essentiellement selon une direction, et ledit fluide de chauffage HF circule au moins globalement à co-courant par rapport à F1. 11. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel les deux gaz de synthèse SG1 et SG2 sont mélangés à l'extérieur du réacteuréchangeur, leurs pressions respectives P1 et P2 en sortie du réacteuréchangeur réalisant les conditions: 0,8 MPa 12. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel SG2, en sortie du réacteur-échangeur R échange de la chaleur avec ledit courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau, pour le préchauffage final ou un vaporéformage partiel de ce courant avant son entrée dans le réacteur-échangeur R. 13. Procédé selon la revendication 12 dans lequel SG2, en sortie du réacteur-échangeur R, échange de la chaleur avec le courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau, pour le vaporéformage partiel de F1 avant son entrée dans R, dans un réacteur-échangeur de chaleur (2b), puis SG2 est mélangé au courant SG1 sortant du réacteur-échangeur R pour former un gaz de synthèse SG qui préchauffe dans un échangeur (2a) ledit courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau, juste en amont du réacteur-échangeur (2b). 14. Procédé selon l'une des revendications précédentes dans lequel ledit courant comprenant la charge F1 additionnée de vapeur d'eau est préchauffé entre 500 C et 700 C avant son entrée dans le réacteur- échangeur R, la température de SG1 en sortie du réacteur-échangeur R est comprise entre 800 C et 950 C, et la température de SG2 en sortie du réacteur-échangeur R est comprise entre 850 C et 1150 C. 15. Procédé de production d'hydrogène à partir d'un gaz de synthèse SG issu du 5 procédé selon l'une des revendications précédentes. 15 20