FR 2924755 A1 20090612 FR 0759583 A 20071205 La présente invention concerne la mise en oeuvre d'un cycle combiné à oxycombustion pouvant être intégré à un procédé de co-génération ou de tri-génération, caractérisé en ce que la chambre de combustion comprend un réacteur céramique membranaire d'oxycombustion alimenté par de l'air issu d'un compresseur associé à la turbine à gaz et par de l'eau ou de la vapeur d'eau issue d'un échangeur Gaz/Vapeur constituant la liaison entre le cycle de turbine à gaz et le cycle de turbine à vapeur. Un ensemble de cogénération ou de tri-génération est un système de production d'énergie à haut rendement, en général compris entre 80% et 90%. Dans les applications industrielles les plus pointues, le rendement peut atteindre et parfois dépasser 95%. Une installation de cogénération ou de tri-génération correctement conçue permet d'offrir des rendements meilleurs que n'importe quelle chaudière classique, et fait partie des techniques les plus efficaces énergétiquement pour l'utilisation des énergies fossiles et renouvelables. Lorsque la charge est un combustible solide, un des procédés antérieurs orientés vers la production maximale d'électricité consiste à mettre en oeuvre un schéma IGCC classique (Integrated Gasification Combined Cycle Plant = Installation combinée avec gazéification du charbon intégrée). La centrale combinée avec gazéification du charbon intégrée (IGCC) est la technologie la plus avancée. Une installation IGCC est une installation combinée turbine à gaz (TAG) et turbine à vapeur (TAV), complétée par une installation de gazéification du charbon branchée en amont pour convertir le combustible solide en combustible gazeux. Une installation de traitement du gaz est toutefois employée après l'installation de gazéification pour donner au gaz une qualité qui peut être traitée par la turbine à gaz. Cependant, un tel procédé entraîne des émissions élevées de CO2 du fait de la très forte teneur en carbone d'un combustible solide. En raison de la nécessité de contrôler les émissions de gaz à effets de serre, les unités de production d'électricité, voire de cogénération ou de tri-génération, employant un combustible fossile, risquent de devenir très coûteuses à l'exploitation du fait de la mise en oeuvre d'une taxe sur les hydrocarbures brûlés et/ou sur les émissions de gaz à effets de serre tels que le CO2. Il devient donc indispensable de développer de nouvelles usines de production d'électricité �vertes �, permettant la capture d'une grande partie du CO2 tout en maintenant une bonne efficacité énergétique globale. Avec ces nouvelles contraintes de capture du CO2, quatre voies d'études sont aujourd'hui privilégiées. Il s'agit de : - Capturer le CO2 en �post-combustion �, généralement en plaçant un système d'absorption du CO2 sur les gaz d'échappement de la turbine à gaz, après refroidissement ; -Mettre en oeuvre des cycles d'oxycombustion à haute ou basse pression où l'oxygène de l'air est séparé par divers procédés (distillation cryogénique, perméation membranaire céramique à haute température, adsorption sélective à haute température,...) avant son envoi dans une chambre d'oxycombustion avale, ce qui permet une production �directe� d'un gaz d'échappement très riche en CO2 ; - Mettre en oeuvre des boucles chimiques (CLC = � Chemical looping �) permettant un transport en boucle de l'02 ou du CO2 pour réaliser soit une oxycombustion, soit une capture sélective du CO2; - Capturer le CO2 en �pré-combustion �, c'est-à-dire capturer le CO2 en présence d'hydrogène, produit par conversion de la charge fossile en gaz de synthèse (par reformage, oxydation partielle, gazéification...) puis en hydrogène, ce qui permet une combustion à l'air de l'hydrogène. Quelques inconvénients et insuffisances respectives de ces quatre voies à l'étude sont : - La très faible pression partielle en CO2 des gaz d'échappement ce qui ne facilite pas son absorption sélective, obligeant l'emploi d'absorbant � forts � et donc difficiles à régénérer ce qui mobilise beaucoup de vapeur (-3,2 MJ/kg CO2) qui n'est pas utilisée à la production d'électricité. De plus, l'investissement des colonnes d'absorption est extrêmement coûteux et volumineux du fait de la nécessité de traiter 100% des gaz d'échappement, de surcroit en basse pression. Enfin, une consommation électrique complémentaire et induite, de l'ordre de 0,08 à 0,17 kWh/Nm3 CO2 est nécessaire à cette capture du CO2 ; - Le coût énergétique de la séparation spécifique de l'Oxygène de l'air (175 à 250 kWh/ton 02 par distillation cryogénique) et la limitation en température du préchauffage de l'oxygène pur ; - La plus faible efficacité énergétique intrinsèque des cycles vapeur employés dans les cas d'oxycombustion à basse pression par rapport aux cycles combinés du fait de la plus basse température maximale de cycle ; - La mise en oeuvre en série de procédés de conversion d'une charge fossile en hydrogène générant une perte de pouvoir calorifique du gaz à bruler avant son envoi dans le cycle combiné. Sans oublier la nécessité de mettre en oeuvre un système de capture du CO2 à température ambiante entre deux éléments de haute température (Réacteur de conversion/chambre de combustion) ce qui génère des pertes exergétiques et diminue le rendement de conversion électrique. A partir de ces données, le problème se pose de concevoir un procédé de production d'électricité amélioré, de préférence de co- ou tri-génération, permettant une bonne capture du CO2 tout en maintenant une bonne efficacité énergétique globale. Une solution de l'invention est un procédé de production d'électricité mettant en oeuvre une centrale thermique comprenant une chambre de combustion, au moins une turbine à gaz, au moins une turbine à vapeur et au moins un réacteur céramique membranaire, ladite centrale thermique présentant un cycle combiné associant un cycle de turbine à gaz et un cycle de turbine à vapeur, caractérisé en ce que le réacteur céramique membranaire d'oxycombustion est alimenté par de l'air comprimé issu d'un compresseur associé à la turbine à gaz et par de l'eau ou de la vapeur d'eau issue d'un échangeur Gaz/Vapeur constituant la liaison entre le cycle de turbine à gaz et le cycle de turbine à vapeur. Par � au moins � un réacteur céramique membranaire d'oxycombustion, on entend la mise 15 en oeuvre de 1 à 5 réacteurs céramiques membranaires d'oxycombustion. De manière générale, le cycle de turbine à gaz fonctionne selon le cycle dit de Joule comprenant successivement les étapes suivantes : - une compression adiabatique, - un chauffage isobare, 20 - une détente adiabatique jusqu'à la pression ambiante qui produit de l'énergie mécanique, - un refroidissement isobare. Dans le cas du procédé de combustion selon l'invention, le cycle de turbine à gaz se traduit de la manière suivante : - aspiration et compression de l'air atmosphérique dans un compresseur adiabatique associé 25 à la turbine à gaz, - chauffage au sein de la chambre de combustion, - détente de l'air appauvri issu de la chambre de combustion dans la turbine de détente de la turbine à gaz, -refroidissement du flux gazeux issu de la turbine de détente dans l'échangeur de chaleur 30 Gaz/Vapeur. De manière générale, le cycle de turbine à vapeur fonctionne selon le cycle dit de Clausius-Rankine, comprenant successivement les étapes suivantes : - l'eau liquide est comprimée par une pompe et dirigée vers la chaudière, - l'eau est chauffée, vaporisée et surchauffée, - la vapeur se détend dans la turbine en fournissant de l'énergie mécanique, - la vapeur détendue est condensée. Dans le cas du procédé de combustion selon l'invention, le cycle de turbine à vapeur se traduit de la manière suivante : - l'eau condensée en g (cf figure 1) est comprimée et dirigée vers l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur, puis vers la chambre de combustion, - l'eau est chauffée au sein de la chambre de combustion, - un mélange CO2/H2O issu de la chambre de combustion est mélangé à de l'eau ou de la vapeur d'eau issue de l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur, - la vapeur d'eau est détendue dans une turbine à vapeur, - la vapeur d'eau détendue est condensée. Selon le cas, le procédé selon l'invention peut présenter l'une des caractéristiques suivantes : - le réacteur membranaire d'oxycombustion assure, à une température comprise entre 500 et 1100°C, le réchauffage de l'air issu comprimé du compresseur de la turbine à gaz, la séparation de l'oxygène de ce même air et la réaction d'oxycombustion avec un combustible gazeux, -l'alimentation en eau ou en vapeur d'eau, issue de l'échangeur Gaz/Vapeur, du réacteur céramique est réalisée de manière à maintenir la température du réacteur céramique en dessous de 1100°C, préférentiellement en dessous de 1000°C, - on effectue les étapes suivantes : a) on introduit un combustible gazeux ainsi que de l'eau ou de la vapeur d'eau issue de l'échangeur Gaz/Vapeur, à une pression supérieure à 50 bars (50.105 Pa), dans le réacteur céramique membranaire d'oxycombustion, qui est également alimenté par de l'air comprimé à une pression supérieure à 10 bars (10. 105 Pa) et de température supérieure à 300°C, b) on récupère en sortie du réacteur céramique de l'air appauvri à une température supérieure à 500°C et à une pression supérieure à 10 bars (10.105 Pa), et des gaz de combustion H2O et CO2 à une température supérieure à 500°C et â une pression supérieure à 50 bars (50.105 Pa), c) on dirige l'air appauvri issu de l'étape b) dans une turbine à gaz pour fournir du travail mécanique, d) on récupère à la sortie de la turbine à gaz de l'air appauvri à une température supérieure à 400°C, que l'on dirige vers l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur pour produire de l'eau chaude ou de la vapeur d'eau à une température supérieure à 50°C. e) on mélange les gaz de combustion issus de l'étape b) à de l'eau ou de la vapeur d'eau issue de l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur afin d'obtenir des gaz de combustion à une température supérieure à 1000°C, f) on envoie les gaz de combustion issus de l'étape e) dans au moins une turbine CO2/vapeur pour fournir un travail mécanique, - l'air appauvri issu de l'étape b) subit une postcombustion avec un combustible gazeux, au sein d'un réacteur de postcombustion, afin d'obtenir un air appauvri de température supérieure à 1000°C avant son envoi dans la turbine à gaz à l'étape c), - au moins une partie des gaz de combustion issus de l'étape f) sont dirigés vers l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur pour être réchauffée avant d'être dirigée vers une turbine vapeur/CO2, - au moins une partie des gaz de combustion issus de l'étape f) est dirigée vers un condenseur pour séparer l'eau condensable du CO2, - au moins une partie de l'eau issue du condenseur est réutilisée dans le cycle de turbine CO2/vapeur. - le CO2 non condensé issu du condenseur est compressé et/ou stocké, - le combustible gazeux est du gaz naturel ou un gaz de synthèse. Par ailleurs, la présente invention a également pour objet un procédé de co- ou tri-génération mettant en oeuvre le procédé de combustion selon l'invention. Par co-génération, on entend la production simultanée d'électricité et de vapeur haute pression. Par tri-génération, on entend la production simultanée d'électricité, de vapeur haute pression et d'hydrogène. L'invention va être décrite plus en détail au moyen de la figure 1. La figure 1 représente un schéma général d'une unité à cycle combiné amélioré permettant la réalisation du procédé selon l'invention. Il s'agit d'un cycle combiné qui intègre un réacteur céramique membranaire d'oxycombustion (CMOxy). De l'air (0) atmosphérique est aspiré et comprimé dans un compresseur adiabatique (a) de la turbine à gaz pour atteindre une vingtaine de bars et une température d'environ 450°C (1). Une fraction de cet air chaud comprimé est alors surchauffée par échange de chaleur ou par pré-combustion (préc) avant d'être envoyée vers le réacteur céramique d'oxycombustion (b). Le réacteur céramique membranaire d'oxycombustion (b), est alimenté par l'air comprimé (1), un combustible gazeux (3) et de l'eau chaude et/ou de la vapeur d'eau (5). L'oxygène de l'air va alors perméer à travers la membrane céramique contenue dans le réacteur. Le combustible (3) est alors brûlé du côté perméat de la membrane. Le côté perméat est définit comme le côté de la membrane où la réaction d'oxycombustion a lieu. Ainsi, la mise en oeuvre d'une combustion du côté perméat de la membrane permet de maintenir la pression partielle en oxygène à un niveau très bas en aval de la membrane ce qui permet à la combustion d'être réalisée à très haute pression pour le maintien d'un bon taux de détente des flux de gaz de combustion (4) et de refroidissement (10). On a donc ici une compression � gratuite � de l'oxygène puisque la pression partielle d'oxygène, du côté de l'injection de l'air, reste toujours supérieure à la pression partielle d'oxygène du côté de la combustion catalytique. De plus, la combustion se faisant côté perméat, la teneur en eau du flux (12) reste très faible ('2%vol.), même avec une post combustion, ce qui permet d'éviter une condensation de l'eau au sein de l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur (d) et donc de récupérer la chaleur sensible jusqu'à un niveau de température très bas pour une meilleure performance énergétique globale. On notera aussi qu'il n'y a pas de difficulté à contrôler le débit de recycle (5) et donc la température du réacteur d'oxycombustion membranaire puisque l'eau chaude et/ou la vapeur d'eau envoyée en entrée du réacteur est directement issue des pompes d'alimentation (c) après préchauffage et éventuellement vaporisation dans l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur(d). En sortie du réacteur (b), l'air appauvrit en oxygène (2) peut subir une post combustion (postc) avec un combustible gazeux. Les produits de la post combustion sont détendus dans la turbine à gaz (e) qui fournit un travail mécanique. Une partie de ce travail est transformé en énergie électrique à l'aide d'un alternateur (i). En sortie de la turbine de détente (e) le flux gazeux contient toujours beaucoup de chaleur, sa température est de l'ordre de 500°C. Ainsi, celui-ci est dirigé vers l'échangeur de récupération de chaleur Gaz/vapeur(d), où son énergie thermique est transmise à de l'eau. De la vapeur d'eau (6) peut ainsi être produite à trois niveaux de pression > à 3 bars, > 30 bars et > à 130 bars. Le flux (6) peut aussi être un mélange vapeur/CO2 extrait d'une turbine (f) et ayant été réchauffé dans l'échangeur de chaleur Gaz/vapeur (d) avant la poursuite de sa détente. Les produits de combustion (4), pouvant être refroidis par de l'eau et/ou de la vapeur d'eau (10) en sortie du réacteur membranaire d'oxycombustion (b) sont un mélange vapeur/CO2 à haute pression, supérieure à 50 bars et à température supérieure à 500°C. Ainsi, la vapeur d'eau issue des injections (5) et (10) et les gaz de combustion (4) sont détendus dans la turbine vapeur/CO2 (f), qui fournit un travail mécanique. Ce travail est transformé en énergie électrique à l'aide d'un alternateur (i). En sortie de la turbine à vapeur/CO2 (f) de plus basse pression, le flux gazeux (7) est à une pression inférieure à 100 mbar, et à la température la plus basse possible. L'enthalpie du flux gazeux (7) a donc été valorisée au mieux car le flux gazeux sort de la turbine à température ambiante, idéalement à sa température de rosée. On a donc récupéré un maximum d'énergie ou d'enthalpie. La vapeur d'eau contenue dans le flux gazeux (7) est ensuite condensée (g) après refroidissement du dit flux gazeux par une source froide extérieure. Le CO2 (8) du flux gazeux (7) non condensé est alors évacué pour être comprimé (h), voire purifié avant son stockage. Ce cycle combiné à réacteur céramique membranaire d'oxycombustion a le potentiel d'atteindre une excellente efficacité énergétique de 52-54% (PCI) avec capture et compression du CO2, voire d'atteindre 56-58% avec une post-combustion en entrée de la turbine à gaz mais avec environ 15% de CO2 non capturé. Par PCI, on entend le Pouvoir Calorifique Inférieur qui est une définition du contenu énergétique d'un combustible. Une amélioration complémentaire consisterait à intégrer quelques étages isothermes de compression en entrée du compresseur (a) de la turbine à gaz tout en augmentant son taux de compression/détente. Une spécificité de l'invention réside dans le fait que l'eau et/ou la vapeur d'eau (5) qui alimente le réacteur céramique membranaire d'oxycombustion fait office d'atténuateur de température de combustion pour un maintien de la température maximale du réacteur en dessous de 1100°C, idéalement en dessous de 1000°C pour assurer l'intégrité de la structure de la céramique. La membrane céramique contenue dans le réacteur céramique membranaire d'oxycombustion est de préférence de type pérovskite et fonctionne à une température comprise entre 700 et 1100°C. Le flux de perméation d'oxygène à travers la membrane est régi par la loi de Wagner : J = G RT 1r1(PHo, °2 16F2 e PL0 où : 6 conductivité ionique (20 siemens/m environ). R Constante des gaz parfaits (8.314 J/mol/K). F Nombre de Faraday (96490). e Epaisseur de la céramique de perméation (m) PHo, Pression partielle d'oxygène côté alimentation d'air (bar) L P °, Pression partielle d'oxygène côté perméat aval (bar). r. Ainsi, une faible pression partielle P °2 due à une combustion catalytique côté perméat assure un flux important à travers la membrane perovskite, même pour des pressions côté chambre de combustion supérieures à 50 bars, voire à 100 bars. Le réacteur céramique membranaire d'oxycombustion peut présenter différentes géométries, planaire, tubulaire, fibres creuses,.... La figure 2 représente un réacteur d'oxycombustion à membrane céramique planaire sous la forme de deux circuits par exemple en courants croisés. L'air préchauffé (1) est introduit dans un premier circuit et l'oxygène permée à travers la membrane céramique (5) qui sépare les deux circuits. L'air chaud appauvrit en oxygène (2) est alors soit envoyé vers un échangeur pour produire de l'eau chaude ou de la vapeur d'eau, soit subit une post combustion. Le combustible (3) est introduit dans le second circuit. L'oxycombustion a lieu dans le second circuit de gaz et produit des gaz de combustion (4) qui sont envoyés vers une turbine vapeur/CO2. La température du réacteur est ajustée par la chaleur dégagée par la combustion, le préchauffage des gaz d'entrée et l'ajout d'eau ou de vapeur d'eau. La figure 3 montre le même type de réacteur avec des membranes céramiques tubulaires ouvertes aux deux extrémités. D'autres géométries sont possibles. On pourra également prendre l'exemple de membranes tubulaires de faible diamètre ouvertes aux deux extrémités ou fermées à une extrémité (figure 3). Ce réacteur a pour objectifs, premièrement de séparer l'oxygène de l'air et deuxièmement de faire réagir l'oxygène perméé avec un carburant qui peut être du gaz naturel ou du gaz de synthèse. Un catalyseur de combustion peut être déposé du côté où la réaction de combustion a lieu pour l'accélérer. La combustion permet de chauffer le réacteur qui doit être maintenu à une température supérieure à 600°C pour permettre la diffusion de l'oxygène à travers la membrane céramique. Lors de l'étape de démarrage de l'équipement, un chauffage externe pourra être utilisé. En fonctionnement une partie de la chaleur dégagée par la combustion sera utilisée pour maintenir le réacteur à une température suffisante. Le contrôle de la température du réacteur peut être effectué en jouant sur les températures des gaz entrant ou en ajoutant un gaz auxiliaire ou un liquide auxiliaire dont la température et le débit seront contrôlés. De là, le procédé selon l'invention offre : - une bonne efficacité énergétique intrinsèque en raison de la mise en oeuvre d'un cycle combiné, - une suppression des coûts de séparation et de compression de l'oxygène en raison de la mise en oeuvre d'un réacteur membranaire d'oxycombustion, et - une capture facilitée du CO2 du fait de la seule nécessité de devoir condenser la vapeur d'eau pour séparer l'eau condensable du CO2, non condensable à température ambiante. L'intégration de l'invention dans son environnement de cogénération ou de tri- génération va être décrite plus en détail au moyen des figures 4 et 5. La figure 4 représente un schéma général, intégrant les éléments selon l'invention de la figure 1, de mise en oeuvre d'une unité de co-génération, voire de tri-génération employant un combustible solide avec capture partielle du CO2 via un ensemble de cycles combinés mettant en oeuvre une membrane céramique d'oxycombustion à température régulée par une injection d'eau. La figure 5 représente un schéma général, intégrant les éléments selon l'invention de la figure 1, de mise en oeuvre d'une unité de co-génération, voire de tri-génération employant un combustible liquide ou gazeux avec capture partielle du CO2 via un ensemble de cycles combinés mettant en oeuvre une membrane céramique d'oxycombustion à température régulée par une injection d'eau. La description ci-dessous est spécifique à la figure 4 et décrit la gazéification et l'épuration d'un combustible solide (14) avant son envoi vers l'ensemble de cycles combinés objet de l'invention pour une application en co-génération, voire en tri-génération. Le combustible solide (14) (Charbon, Lignite, résidus pétroliers...), transporté pneumatiquement par l'azote (24), est en premier lieu gazéifié dans le gazéifieur (15) à haute température (1100 û 1600°C) par apport d'oxygène (23) et d'eau (8-32) dans un gazéifieur via les réactions de conversion principales suivantes : C + 0.5 02 = CO AH = -222 MJ/k.mol C + O2 = CO2 AH = -394 MJ/k.mol C + H2O = CO + H2 AH = +131 MJ/k.mol Le combustible étant en excès par rapport au comburant (air ou oxygène), tout procédé de gazéification correspond à une combustion partielle visant à produire un gaz de synthèse riche en H2 et CO. Au moins trois types de gazéifieur peuvent être mis en oeuvre dans le cadre de l'invention. Ils peuvent être à lit fixe, à lit fluidisé ou à lit entraîné. Ces types de gazéifieur diffèrent essentiellement par le type d'introduction des réactifs, la manière dont est effectué le contact comburant / combustible, le rapport H2O/02 des débits relatifs introduits en entrée de gazéifieur et le procédé d'évacuation des cendres. Le combustible gazeux issu du gazéifieur est ensuite refroidi par levée de vapeur HP (pouvant être partiellement exportée en (32) dans le cadre des unités de cogénération) et dépoussiérée en (16) avant d'être pré lavée pour l'arrêt d'une forte proportion d'impuretés issues du gazéifieur et de sa charge combustible. Parmi les impuretés qui peuvent être présentes, on peut avoir : COS, NH3, Hg, HCN, CS2, H2S, des mercaptans, des carbonyles, de l'acétone, du Naphtalène, du toluène et des composés organiques volatils. Ces impuretés peuvent être en grande partie éliminées par un traitement du gaz à froid via différentes étapes parmi lesquelles : -l'emploi de charbon actif imprégné pour l'arrêt du Mercure ; - un lavage à l'eau pour l'arrêt de l'ammoniac NH3; ; - un lavage au Benzène pour l'arrêt des Naphtalène, toluène et acétone ; - un lavage acide, chargé de la dissolution des composés solubles dans l'eau et de la précipitation des métaux lourds ; - l'hydrolyse, réaction catalytique légèrement exothermique, convertissant le sulfure de carbonyle COS en acide sulfuré H2S (COS+H2O=CO2+H2S à 200°C) et l'acide cyanhydrique HCN en ses composés élémentaires (H2O, CO2, N2) ; - la désulfurisation profonde sur ZnO après hydrogénation des molécules soufrées; - le prélavage au Méthanol froid pour l'arrêt du HCN, NH3, Naphtalène, toluène, acétone... Après passage à travers quelques unes de ces diverses unités de pré-purification, le gaz de synthèse est envoyé dans une unité de capture (17) sélective pour l'arrêt de l'H2S. Dans le cas d'une unité à absorption, le solvant employé pour le lavage, potentiellement pré-saturé en CO2, est saturé en H2S après passage au travers d'une colonne d'absorption, puis régénéré en continue, à chaud, dans une ou plusieurs colonnes de flash (stripeur) et de désorption (18). L'H2S désorbé (19) peut alors être envoyé vers une unité de conversion de H2S en soufre solide élémentaire à l'aide du procédé de type Claus (H2S + 0.5 02 = S + H2O), lui-même suivi d'un traitement des gaz résiduaires et d'une unité de traitement des effluents liquides. Le gaz combustible désulfuré est ensuite comprimé à haute pression (> 50 bars) par passage au travers du compresseur (30), idéalement adiabatique, avant de rejoindre la chambre de combustion intégrée à l'ensemble de perméation membranaire (b) de la turbine à gaz. Notons que le gaz combustible subit un minimum de transformations chimiques et physique entre la charge solide et la turbine à gaz pour que le pouvoir combustible de ce gaz soit maximal pour une production maximale d'électricité de la turbine à gaz et du cycle combiné intégré. L'efficacité de conversion énergétique du gazéifieur (15) est donc prépondérante dans l'efficacité de conversion électrique globale du site. L'oxygène (23) et l'azote (24) employés par le gazéifieur sont produits par une unité de séparation d'air (20) (ASU), pouvant être à distillation cryogénique, et recevant de l'air (21) d'un compresseur isotherme (22) dédié ainsi que, éventuellement, du compresseur adiabatique (a) de grande capacité dont la fonction principale est d'alimenter en Air (comburant) sous pression (10 à 40 bars) et chaud (> 300°C) la chambre de d'oxycombustion membranaire, (b) ainsi que la turbine à gaz avale (avec ou sans post-combustion). Une option particulière de cet ensemble, pouffait viser à produire de l'hydrogène (27), via la mise en œuvre d'une unité de reformage à la vapeur du CO (CO+H2O=CO2+H2) (25), suivi de l'emploi d'une unité d'adsorption modulée en pression (PSA) (26), pour la purification de l'hydrogène (27). Le gaz résiduaire associé (28) pouvant être alors comprimé en (29) pour être mélangé au gaz de synthèse à brûler au niveau du réacteur membranaire céramique (b). La description ci-dessous est spécifique à la figure 5 et décrit la conversion du gaz naturel en gaz de synthèse pour une production spécifique d'hydrogène ainsi que l'emploi direct de ce gaz naturel dans le procédé de combustion selon l'invention pour une application en cogénération, voire en tri-génération. Le combustible gazeux ou liquide (31) est préchauffé et/ou vaporisé dans l'échangeur de récupération de chaleur (d) pour atteindre une température supérieure à 300°C, puis il est très majoritairement envoyé sous pression dans l'unité d'hydrogénation catalytique (32) également alimentée par de l'hydrogène (27) préchauffé tandis qu'une seconde partie du flux (31) est employé comme gaz de combustion au sein de l'unité de vapo-réformage (34). Ainsi, au sein de ce réacteur (32), les hydrocarbures soufrés sont convertis en hydrocarbures à chaînes plus courtes et en H2S qui est ensuite éliminé au sein du réacteur (33) via la réaction : ZnO + H2S 4 ZnS + H2O. Le combustible obtenu, désulfuré, peut alors suivre une étape de préreformage autour de 500°C avant d'être envoyé dans une unité de vapo-réformage catalytique (34) fonctionnant autour de 900°C et permettant la conversion des CnHm en hydrogène et en CO, composants essentiels d'un gaz de synthèse via la réaction simplificatrice : CH4 + H2O 4 CO + 3 H2 AH = +226 MJ/k.mol De plus, puisque l'objet premier de cette installation est la production d'hydrogène, il est généralement employé un second réacteur (25) de vapo-réformage pour la conversion du CO en hydrogène selon la réaction principale : CO + H2O 4 CO2 + H2 AH = -34.3 MJ/k.mol Le gaz combustible obtenu, riche en hydrogène est alors purifié par une unité d'adsorption modulée en pression (26) permettant la production d'hydrogène pur (27) pouvant être exportée, tandis que le gaz résiduaire (28) obtenu, à faible pouvoir calorifique, parce que riche en CO2, est soit employé comme gaz de combustible au sein de l'unité (34), ce qui limite les possibilités de capture du CO2, soit comprimé en (29) pour être employé, après mélange au gaz combustible (31), comme gaz combustible au sein de l'ensemble d'oxycombustion membranaire (b). Exemple 1 relatif à la figure 4 : Considérons une charge solide de type Lignite Allemand et ayant les propriétés suivantes : Données combustible solide naturel séché PCS kJ/kg 10 778 PCI kJ/kg 9 010 19 700 Humidité % 54.5 12.0 Cendres % 4.9 9.5 Carbone % 27.3 52.8 Hydrogène % 2. 0 3.9 Azote % 0.4 0.8 Oxygène % 10.3 19.9 Souffre % 0.6 1.1 Avec PCS = pouvoir calorifique supérieur, et PCI = pouvoir calorifique inférieur Le gazéifieur (15) employé dans le cadre de cette simulation est un �High Temperature Winkler� à lit fluidisé, aussi appelé gazéifieur HTW et qui a été démontré industriellement à Berrenrath en Allemagne (dimensionnement Uhde). Sa pression de fonctionnement est prise à 30 bars, sa température de lit à 850-900°C pour une température de sortie de 950-1000°C. La perte de charge à travers le gazéifieur est prise à 1,5 bars pour un temps de contact compris entre 10 et 100 secondes. La lignite est préalablement concassée puis séchée par un procédé à compression mécanique de vapeur à séchage par lit fluidisé (Procédé WTA permettant de minimiser l'énergie de séchage). L'énergie électrique consommée est de 85 kWh/tonne de Lignite séchée. En sortie de réacteur de gazéification, le gaz de synthèse est dépoussiéré par un cyclone de recycle augmentant la conversion carbone ainsi que par des filtres céramiques (16) résistant aux hautes températures et pressions avant d'être refroidi jusqu'à environ 250°C via une production de vapeur d'eau haute et moyenne pression valorisée au sein du procédé de combustion selon l'invention. Ensuite, le gaz de synthèse est nettoyé par lavage pour enlever les particules solides résiduelles ainsi que pour dissoudre les acides chlorhydriques et fluorhydriques présents en traces avant d'être saturé en eau à 200°C pour rejoindre le lit catalytique d'hydrolyse du COS en H2S. Après cette conversion, pour poursuivre le refroidissement du gaz de synthèse, il est ensuite nécessaire de dissoudre le Naphtalène (coproduit de la gazéification) dans un mélange approprié pour éviter qu'il ne se solidifie (dès 70°C) et ne bloque les échangeurs. Le gaz de synthèse ainsi refroidi est alors envoyé à la colonne d'absorption de l'H2S (17) qui peut fonctionner à des températures pouvant varier entre -70 et +120°C selon le type de solvant. Le calcul de l'unité de capture sous pression de l'H2S est basé ici sur les performances obtenues lorsque du Méthanol est employé comme solvant via le procédé Rectisol. Ainsi, les consommations calorifiques et électriques associées à cette capture du H2S sont respectivement prises à 0,85 MJ/kg et à 0,02 kWh/Nm3. L'H2S pur issu de la colonne de régénération est converti en Soufre solide en aval via le procédé oxy-claus. La pression du gaz de synthèse peut maintenant être augmentée par le compresseur (30) avant d'être brûlé dans la chambre d'oxycombustion membranaire (b) de la turbine à gaz ayant pour rendements adiabatiques de compression (a) et de détente (e) respectivement 91,5% et 87,94% correspondant sensiblement à une turbine à gaz de Siemens, de classe F avancée du type V94.3A (SGT5-4000F). Avec un ratio de compression (1)/(0) de 20,5, l'air comprimé (1) a une pression partielle d'oxygène de l'ordre de 4,3 bars ce qui permet une diffusion ionique de l'oxygène à travers la membrane céramique du fait de la combustion de l'oxygène perméé par réaction avec le gaz de synthèse à 150 bars (3). Par injection d'eau chaude (5) et par contrôle de la teneur en oxygène en sortie (2) à environ 10%vol., la température du réacteur membranaire (b) ne dépasse alors pas les 1100°C ce qui permet de préserver la céramique dans son emploi. De plus, par injection de vapeur d'eau ou d'eau (10), il est possible de contrôler la température du flux (11) et de l'adapter à la technologie employée par la turbine haute pression et haute température du bloc (f). Ainsi, des calculs de performances ont été réalisés pour une température d'entrée du bloc des turbines à vapeur/CO2 (f) comprise entre 600 et 1100°C et un rendement adiabatique de détente de 88%, tandis qu'une post combustion réalisée en (2) et qui permet l'obtention d'une température d'entrée de la turbine (e) de 1232°C (2250°F). Notons également que pour minimiser les pertes d'exergie au niveau de l'échangeur principal (HSRG) (d), il est effectué une resurchauffe par échange de chaleur via le fluide de travail (6) et que l'approche minimale en température est prise à 2°C. Les rendements de conversion mécanique et électriques considérés sont respectivement de 99,6% et de 98,5%. Les rendements adiabatiques de compression des pompes liquides sont pris à 75%. Le rendement adiabatique de compression du compresseur (30) est pris à 91,5% comme pour le compresseur (a). Pour ce qui est de la purification du CO2 (8) et de sa compression de 50 mbar jusqu'à 110 bars, une consommation électrique de 0,336 kWh/Nm3 de CO2 (171 kWh/ton CO2) est considéré avant ajustement en fonction de la teneur en incondensables (N2, Ar... issus de la charge combustible et de l'oxygène 95% de l'ASU) de l'effluent (8) à comprimer/liquéfier. Pour ce qui est de l'énergie de séparation de l'oxygène, il a été considéré une consommation électrique de l'ordre de 0,31kWh/Nm3 de 02 et un prélèvement thermique de vapeur à 150°C de l'ordre de 0,12 MJ/kg 02 pour la régénération de l'unité amont TSA. L'oxygène 95% de pureté (24) et l'Azote pur (23), préchauffés à 250°C, sont délivrés respectivement à 40 et 31 bars absolus (Pressions équivalentes pour simplifier) à raison de 0,489 tonne 02/ tonne de lignite séchée et de 0,123 tonne N2/ tonne de lignite séchée. Ainsi, en sortie de gazéifieur HTW et après refroidissement et dépoussiérage, le gaz 15 entrant et sortant de l'unité de capture de l'H2S est de la forme suivante : Paramètres du gaz et éléments le Avant l'unité de Après l'unité de constituant capture de H2S capture de H2S Température (°C) 192 40 Pression (bar) 28,7 25,6 Quantité maximale (tonne/h) 308,5 250 H2 24,68% 31,75% CO 28,79% 37,03% CH4 4,63% 5,95% CO2 13,74% 17,68% Ar 0,53% 0,68% 02 0% 0% N2 4,86% 6,54% H2O 22,36% 0,30% Benzène 0,06% 0,06% H2S 0,12% traces COS 0,005% traces NH3 0,22% traces HCN 0,004% Traces Suivant les hypothèses données précédemment, il est présenté ci-dessous une synthèse des résultats obtenus pour le procédé relatif à la figure 5, sans production d'hydrogène (27) ni export vapeur de vapeur (32) pour deux températures du fluide (11) : 1064°C et 800°C. Performances globales du procédé Units Figure 5 Figure 5 1064°C 800°C Débit de lignite humide / séchée t/h 323.7 / 148.0 323.7 / 148.0 PCI de la lignite humide / séchée MJ/kg 9.01 / 19.7 9.01 / 19.7 Enérgie thermique de la charge (A) MWth 810 810 Energie thermique du gaz de synthèse (B) MWth 730.9 730.9 Rendement de la gazéification (B/A * 100) % 90.29 90.29 Puissance consommée par le Comp. Syngas. MWe 17.16 17.16 Puissance délivrée par la TAG (SGT5-4000F) MWe 102.8 102.8 Puissance délivrée par les turbines à vapeur/CO2 MWe 411.2 375.2 Puissance brute délivrée (D) MWe 496.84 460.84 Vapeur exportée - PCS (E) MWth 0 0 Fraction volumique du CO2 après séchage %vol. 87.86% 87.86% Débit d'eau chaude entrée chambre combustion ton/h 206.4 206.4 Débit d'eau froide injecté en entrée TAV/CO2 ton/h 0 110.9 Consommation ASU + compression 02 & N2 MWe 25.55 25.55 Consommation de séchage de la Lignite MWe 12.58 12.58 Consommation du Gazéifieur MWe 4.82 4.82 Capture de l'H2S MWe 1.65 1.65 Compression du CO2 & séchage MWe 50.66 50.66 Consommation pompes du block TAG+TAV MWe 2.48 3.09 Consommation totale des auxiliaires (F) MWe 97.74 98.35 Production électrique nette (G = D - F) MWe 399.1 362.49 Rendement électrique brut (D/A * 100) % 61.34 56.89 Rendement électrique net (G/A * 100) % 49.27 44.75 Température entrée TAV/CO2 °C 1064 800 Fraction de syngas en post-combustion TAG % 15 15 Débit massique de CO2 capturé Ton/h 259.9 259.9 Taux de capture du CO2 * % 80.95 80.95 Emissions spécifiques de CO2 kg/MWh 114.8 126.2 Il est considéré que 5 % du carbone de la charge est non gazéifié et se retrouve dans les cendres. Notons les niveaux élevés des rendements électriques nets (49,27% et 44,75% respectivement) pour un IGCC avec capture en compression du CO2. En complément, l'évolution du rendement électrique global du procédé (+1,73%points/100°C) ainsi que l'évolution de la teneur en eau du flux (11) (-1,05%points/100°C) pour la plage de 5 températures comprise entre 600 et 1064°C sont présentés sur les figures 6 et 7. Exemple 2 relatif à la figure 5: Considérons une charge gazeuse de type Gaz naturel industriel et ayant la composition (en %) et les propriétés suivantes : N2 CO2 CH4 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12 C6H14 1.52 1.31 87.76 6.73 2.06 0.50 0.08 0.04 Unités PCI Gaz Naturel kJ/kg 46 773 kJ/Nm3 38 318 Il n'est pas considéré dans le cadre de cet exemple une production d'hydrogène (27) ou de vapeur d'eau (32). Ainsi, seule la partie représentative de la figure 1 a été calculée pour du gaz 15 naturel délivré à 30°C et à 67 bar absolus. Les paramètres relatifs aux turbines à gaz (a) et (e), au réacteur d'oxycombustion membranaire (b), aux turbines à vapeur/CO2 (f), à l'échangeur (d), aux pompes (c), au compresseur (30) ainsi qu'à l'énergie de compression du CO2 considérés pour l'exemple 1 ont été reconduits. Suivant ces hypothèses, il est présenté ci-dessous une synthèse des résultats 20 obtenus pour le procédé relatif à la figure 1, sans production d'hydrogène (27) ni export de vapeur (32) pour deux températures du fluide (11) : 1060°C et 800°C. 10 Performances globales du procédé Units Figure 6' Figure 6' 1060°C 800°C Débit de gaz naturel t/h 56.33 56.33 PCI du gaz naturel MJ/kg 46.72 46.72 Enérgie thermique de la charge (A) MWth 731 731 Puissance consommée par le Comp. Gaz Nat. MWe 4.17 4.17 Puissance délivrée par la TAG (SGT5-4000F) MWe 114.1 114.6 Puissance délivrée par les turbines à vapeur/CO2 MWe 335.5 309.8 Puissance brute délivrée (D) MWe 445.43 420.23 Vapeur exportée - PCS (E) MWth 0 0 Fraction volumique du CO2 après séchage %vol. 94.54% 94.81% Débit d'eau chaude entrée chambre combustion* ton/h 342.4 302.8 Débit d'eau injecté en entrée TAV/CO2 ton/h 17.6 108.3 Compression du CO2 & séchage MWe 23.10 23.04 Consommation pompes du block TAG+TAV MWe 1.99 2.27 Consommation totale des auxiliaires (F) MWe 25.09 25.31 Production électrique nette (G = D - F) MWe 420.34 394.92 Rendement électrique brut (D/A * 100) % 60.93 57.49 Rendement électrique net (G/A * 100) % 57.50 54.02 Température entrée TAV/CO2 °C 1060 800 Fraction de syngas en post-combustion TAG % 15 15 Débit massique de CO2 capturé Ton/h 127.5 127.5 Taux de capture du CO2 * % 85 85 Emissions spécifiques de CO2 kg/MWh 53.5 56.92 *eau à 349°C et 300°C respectivement Notons les niveaux élevés des rendements électriques nets (57,5% et 54,02% respectivement) pour un cycle combiné avec capture et compression du CO2. En complément l'évolution du rendement électrique global du procédé (+1,32%points/100°C) ainsi que l'évolution de la teneur en eau du flux (11) (-0,58%points/100°C) pour la plage de températures comprise entre 600 et 1064°C sont présentés sur les figures 8 et 9. Revendications 1. Procédé de production d'électricité mettant en oeuvre une centrale thermique comprenant une chambre de combustion, au moins une turbine à gaz (e), au moins une turbine à vapeur (f) et au moins un réacteur céramique membranaire (b), ladite centrale thermique présentant un cycle combiné associant un cycle de turbine à gaz et un cycle de turbine à vapeur, caractérisé en ce que le réacteur céramique membranaire d'oxycombustion est alimenté par de l'air comprimé (1) issu d'un compresseur (a) associé à la turbine à gaz (e) et par de l'eau ou de la vapeur d'eau (5) issue d'un échangeur (d) Gaz/Vapeur constituant la liaison entre le cycle de turbine à gaz et le cycle de turbine à vapeur. 2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le réacteur membranaire (b) d'oxycombustion assure, à une température comprise entre 500 et 1100°C, le réchauffage de l'air issu comprimé du compresseur (a) de la turbine à gaz (e), la séparation de l'oxygène de ce même air et la réaction d'oxycombustion avec un combustible gazeux. 3. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2, caractérisé en ce que l'alimentation en eau ou en vapeur d'eau, issue de l'échangeur (d) Gaz/Vapeur, du réacteur céramique (b) est réalisée de manière à maintenir la température du réacteur céramique en dessous de 1100°C, préférentiellement en dessous de 1000°C. 4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, dans lequel on effectue les étapes suivantes : a) on introduit un combustible gazeux (3) ainsi que de l'eau ou de la vapeur d'eau (5) issue de l'échangeur (d) Gaz/Vapeur, à une pression supérieure à 50 bars (50.105 Pa), dans le réacteur céramique membranaire d'oxycombustion (b), qui est également alimenté par de l'air comprimé (1) à une pression supérieure à 10 bars (10.105 Pa) et de température supérieure à 300°C, b) on récupère en sortie du réacteur céramique de l'air (2) appauvri à une température supérieure à 500°C et à une pression supérieure à 10 bars (10.105 Pa), et des gaz de combustion (4) H2O et CO2 à une température supérieure à 500°C et à une pression supérieure à 50 bars (50.105 Pa), c) on dirige l'air (2) appauvri issu de l'étape b) dans une turbine à gaz (e) pour fournir du travail mécanique,d) on récupère à la sortie de la turbine à gaz (e) de l'air appauvri à une température supérieure à 400°C, que l'on dirige vers l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur (f) pour produire de l'eau chaude ou de la vapeur d'eau (6) à une température supérieure à 50°C. e) on mélange les gaz de combustion (4) issus de l'étape b) à de l'eau ou de la vapeur d'eau (10) issue de l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur (d) afin d'obtenir des gaz de combustion (11) à une température supérieure à 1000°C, f) on envoie les gaz de combustion (11) issus de l'étape e) dans au moins une turbine CO2/vapeur (f) pour fournir un travail mécanique. 5. Procédé selon la revendication 4, caractérisé en ce que l'air (2) appauvri issu de l'étape b) subit une postcombustion (postc) avec un combustible gazeux, au sein d'un réacteur de postcombustion, afin d'obtenir un air appauvri de température supérieure à 1000°C avant son envoi dans la turbine à gaz (e) à l'étape c). 6. Procédé selon l'une des revendications 4 ou 5, caractérisé en ce qu'au moins une partie (6) des gaz de combustion issus de l'étape f) sont dirigés vers l'échangeur de chaleur Gaz/Vapeur (d) pour être réchauffée avant d'être dirigée vers une turbine vapeur/CO2 (f). 7. Procédé selon l'une des revendications 4 à 6, caractérisé en ce qu'au moins une partie (7) des gaz de combustion issus de l'étape f) est dirigée vers un condenseur (g) pour séparer l'eau condensable (9) du CO2 (8). 8. Procédé selon la revendication 7, caractérisé en ce qu'au moins une partie de l'eau (9) issue du condenseur (g) est réutilisée dans le cycle de turbine CO2/vapeur. 9. Procédé selon l'une des revendications 7 ou 8, caractérisé en ce que le CO2 (8) non condensé issu du condenseur est compressé et/ou stocké. 10. Procédé selon l'une des revendications 4 à 9, caractérisé en ce que le combustible gazeux (3) 30 est du gaz naturel ou un gaz de synthèse.25