FR 3112537 A1 20220121 FR 2008307 A 20200805 TITRE DE L’INVENTION : DISPOSITIF ET PROCÉDÉ DE PRODUCTION HYBRIDE DE DIHYDROGÈNE DE SYNTHÈSE ET/OU DE MÉTHANE DE SYNTHÈSE Le dispositif (100) de production hybride de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse, comporte : - une entrée (105) pour un flux de gaz de synthèse (dit « syngas ») comportant au moins du CO et préférentiellement au moins du CO et du H 2 , - un réacteur (110) de conversion catalytique, configuré pour opérer selon l’une des deux configurations alternatives suivantes : - une première configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction de Sabatier, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du méthane, - une deuxième configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction du gaz à l’eau, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du dihydrogène, - une sortie (115) pour un flux de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse et - un système (120) de commande comportant un moyen (121) de sélection d’une configuration d’opération du réacteur et un moyen (122) d’émission d’une commande représentative de la configuration sélectionnée, le réacteur étant configuré pour opérer selon une configuration donnée en fonction de la commande émise par le moyen d’émission. Figure pour l’abrégé : Figure 1 DISPOSITIF ET PROCÉDÉ DE PRODUCTION HYBRIDE DE DIHYDROGÈNE DE SYNTHÈSE ET/OU DE MÉTHANE DE SYNTHÈSE Domaine technique de l’invention La présente invention vise un dispositif de production hybride de dihydrogène de synthèse et/ou de gaz naturel de synthèse, ici appelé également méthane de synthèse, et un procédé de production hybride de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse. Elle s’applique, notamment, au domaine de la valorisation des déchets et de la biomasse. Cette invention peut également être appliquée à un gaz de synthèse issu de conversion de charbon ou toutes autres matières hydrocarbonées ou tout gaz contenant au moins H 2 et CO. Etat de la technique Dans la lutte contre le changement climatique et la baisse des émissions de gaz à effet de serre, la production d’énergie à partir de biomasse et de déchets ou d’un gaz de synthèse issu de conversion de charbon ou toutes autres matières hydrocarbonées ou tout gaz contenant au moins H 2 et CO. est une alternative incontournable. Neutres ou partiellement neutres (pour les déchets qui n’ont souvent pas une part biogénique à 100% car on y retrouve très généralement des plastiques par exemple) en carbone, ces solutions permettent de produire de nombreux vecteurs énergétiques (électricité, chaleur, biocarburants liquides, produits chimiques, biométhane, hydrogène…) en s’intégrant dans une approche d’économie circulaire. De faible (2 MWth) à forte capacité (>100 MWth), ces procédés peuvent également apporter des solutions délocalisées de valorisation des déchets. Le biométhane et le bio-hydrogène (ci-après alternativement « bio-hydrogène » ou « hydrogène » ou dihydrogène) sont appelés à jouer un rôle majeur dans le mix énergétique mondial, le biométhane se substituant au gaz naturel, et le bio hydrogène remplaçant l’hydrogène produit majoritairement aujourd’hui par reformage du gaz naturel. De plus, l’émergence attendue de moyens de mobilité utilisant ces deux vecteurs énergétiques pourrait entrainer une hausse significative de la demande. À ce jour, le marché du biométhane est clairement établi. En revanche, la demande en bio-hydrogène dans les années à venir est incertaine car dépendante de nombreux éléments, dont la création de réseaux de distribution et le développement par exemple de la mobilité hydrogène. De nombreux procédés et systèmes ont été développés pour produire indépendamment soit du méthane ou de l’hydrogène à partir de matières carbonées. Toutefois, aucun de ces systèmes ne permet : - d’adapter sa production (biométhane ou bio hydrogène) en fonction des besoins du marché, et donc favoriser l’implantation de ces usines de production qui auront l’assurance de pouvoir s’adapter avec réactivité, - -de produire majoritairement du biométhane tout en produisant ponctuellement de l’hydrogène pour alimenter les petites stations hydrogène, -de produire majoritairement de l’hydrogène et de produire ponctuellement du biométhane au gré des fluctuations de la demande en hydrogène et - de rapidement basculer d’une production de méthane vers une production d’hydrogène et inversement. La méthanation consiste à convertir le monoxyde ou le dioxyde de carbone en présence d'hydrogène et d'un catalyseur ou d’une souche biologique pour produire du méthane. Elle est régie par les réactions compétitives d'hydrogénation suivantes : [Formule 1] Dans les conditions généralement utilisées pour produire du SNG (pour « Synthesis Natural Gas », traduit par gaz naturel de synthèse) à partir du syngas issu de gazéification, la réaction de méthanation du CO (R2) est très largement favorisée du fait le plus souvent de la sous-stœchiométrie en hydrogène. La réaction de méthanation catalytique est une réaction fortement exothermique avec diminution du nombre de moles ; conformément au principe de Le Chatelier, la réaction est favorisée par la pression et défavorisée par la température. La production de méthane par hydrogénation du monoxyde de carbone est maximale pour un gaz de composition proche de la composition stœchiométrique, c’est à dire dont le rapport H 2 /CO est proche de 3. Le syngas produit par gazéification à la vapeur, en particulier de biomasse, est caractérisé par un rapport H 2 /CO plus faible, de l’ordre de 1,5 à 2. Aussi, pour maximiser la production de méthane, ce rapport doit être ajusté en produisant de l’hydrogène par réaction entre le monoxyde de carbone et l’eau par la réaction de Water Gas Shift (R1), dite « WGS » et traduite par « réaction du gaz à l’eau » : [Formule 2] La réaction de WGS peut être réalisée dans un réacteur spécifique placé en amont de la méthanation. Cependant dans le cas de certains procédés, par exemple en lit fluidisé, les deux réactions de méthanation et de WGS peuvent être effectuées au sein du même réacteur ; la vapeur nécessaire pour la réaction de WGS est mélangée au gaz de synthèse ou directement injectée dans le réacteur. A des températures inférieures à 170°C, le nickel (constituant du catalyseur ou présent dans le matériau constituant les parois du réacteur) est susceptible de réagir avec le monoxyde de carbone pour former du Tétra-carbonyle de nickel (Ni(CO) 4 ), composé très fortement toxique. C’est pourquoi il est indispensable que toutes les parties du réacteur soient toujours à une température supérieure à 170°C et de préférence à une température supérieure à 230°C. La chaleur dégagée lors de la conversion du CO est d’environ 2,7 kWh lors de la production de 1 Nm 3 de méthane. Le contrôle de la température du réacteur, et donc l’élimination de la chaleur produite par la réaction, est un des points clés pour minimiser la désactivation du catalyseur (frittage, …) et maximiser les conversions en méthane. Si la température du réacteur augmente, la production en méthane diminue fortement. La composition du SNG brut en sortie de réacteur est intimement liée aux conditions de fonctionnement du réacteur (pression, température, nature adiabatique ou isotherme, stœchiométrie, catalyseur, etc.) qui gouvernent les équilibres et les cinétiques chimiques des réactions R1, R2 et R3. Ces réactions forment globalement de l’eau et sa séparation est par conséquent requise. Concernant les autres espèces (CO, CO 2 et H 2 ), leurs teneurs respectives dépendent du mode de fonctionnement du réacteur (adiabatique ou isotherme) et d’autre part de la température et/ou de la pression. Une pression élevée et une faible température vont réduire considérablement les teneurs de CO et H 2 . Lorsque l’opération est réalisée en réacteur « adiabatique », une succession d’étapes est par ailleurs nécessaire pour atteindre une qualité de conversion équivalente au réacteur isotherme. En tout état de cause, la composition du gaz produit est généralement incompatible vis-à-vis des spécifications d’injection dans les réseaux de gaz naturel, et des étapes de mise aux spécifications (« upgrading », en anglais) sont nécessaires pour éliminer l’eau, le CO 2 et/ou le H 2 résiduel. Ainsi, le mode opératoire constitue un verrou pour la simplification de la chaîne des procédés. Plusieurs approches technologiques sont possibles pour la maîtrise thermique et réactionnelle d’un système de production de SNG : Approche n°1 : Réacteur limité par la cinétique Dans le cas du réacteur à lit fixe adiabatique (c'est-à-dire sans refroidissement interne), la chaleur de réaction entraîne une augmentation de la température du milieu réactionnel le long du réacteur avec l’avancement de la conversion. En limitant la taille de l’équipement, la conversion est aussi limitée et le mélange réactionnel quitte le réacteur avant d’atteindre l’équilibre. La température est ainsi maintenue en-deçà des limites usuelles pour les catalyseurs. Après refroidissement, le mélange est ensuite injecté dans un second réacteur, etc… Un procédé industriel basé sur ce principe, prend ainsi la forme d’une succession de réacteurs avec des refroidissements intermédiaires entre chaque étage jusqu’à atteindre une conversion conforme aux attentes. Les principaux désavantages de cette solution sont : - un fonctionnement multi-étagé de réacteurs et d’échangeurs (impact sur le coût en capital et l’encombrement) ; - un fonctionnement à haute pression (impact sur le coût d’opération) ; - un risque de dégradation prématurée du catalyseur par frittage (pics de température). Approche n°2 : Réacteur équilibré Lorsque la quantité de catalyseur présente dans le réacteur est suffisante, la réaction est limitée par l’équilibre thermodynamique. La température induite peut cependant dépasser la température maximale admissible du catalyseur. Diluer le mélange réactionnel avec un gaz tel que de la vapeur d’eau, du CO 2 , ou un ballast thermique permet de limiter la température. Une méthode consiste par exemple à recycler du gaz humide, refroidi autour de 250°C, issu du premier réacteur, vers son entrée. Pratiquement, les procédés industriels mettant en œuvre des réacteurs à l’équilibre sont constitués d’un agencement de plusieurs réacteurs avec recyclage d’une partie du gaz pour certains d’entre eux. Ce type de système de méthanation requiert souvent un ajustement préalable du ratio H 2 /CO à 3 par WGS en amont pour éviter par exemple le dépôt de coke. Moyennant 3 ou 4 étages de conversion à haute pression (souvent supérieure à 20 bars), l’atteinte des spécifications d’injection peut être assurée après mise aux spécifications. Approche n°3 : Réacteur refroidi par les parois L’évacuation de la chaleur de réaction par les parois du réacteur, elles-mêmes refroidies par un fluide de refroidissement, est une technique classique de contrôle de la température des réacteurs dans le cas de réactions exothermiques. En cas de forte exothermicité, les surfaces d’échanges requises sont parfois très importantes. Dans le cas de réacteur à lit fixe refroidi, afin de maximiser le rapport surfaces d’échanges/volume, le réacteur prend généralement la forme d’un réacteur multitubulaire, le catalyseur étant disposé à l’intérieur des tubes, dit « TWR » (pour « Throughwall Cooled Reactor », traduit par réacteur refroidi à travers les parois). Le liquide de refroidissement peut être de l’eau, un liquide organique ou un mélange de liquides organiques. Le contrôle de la température de sortie est facile et peut par exemple être assuré par l’ébullition du liquide de refroidissement (US 2662911, US 2740803). Selon une variante, le catalyseur est directement imprégné aux parois des tubes refroidis pour maximiser les échanges thermiques. Une autre forme de réacteur refroidi par les parois consiste non pas à disposer le catalyseur dans les tubes, mais au contraire à intégrer un faisceau dense de tubes refroidis au sein d’un lit catalytique (US4636365, US6958153, US4339413). Même si globalement le réacteur peut être considéré isotherme, les risques de formation de points chauds au sein de la couche catalytique ne sont cependant pas à exclure du fait des transferts thermiques limités. Comme pour la technologie de réacteur équilibré ou de réacteur limité en température, une étape préalable de WGS est généralement requise dans ce type de technologie pour éviter la désactivation du catalyseur par dépôt de coke. Lors de la méthanation d’un syngas de gazéification, une pression importante (P > 20 bar) est nécessaire pour s’affranchir de l’étape de séparation du H 2 . Approche n°4 : Le « Boiling Water Reactor » (dit « BWR », pour Réacteur à eau bouillante). Le concept BWR récemment adapté pour la méthanation du CO 2 est probablement applicable à la méthanation d’un syngas de gazéification moyennant un pré-WGS. Il se base sur un réacteur tubulaire double passes refroidi par les parois. Dans ce réacteur, plusieurs tubes contenant le catalyseur sont dédiés à une première passe permettant de convertir le gaz de synthèse en méthane. En sortie directe de cette passe, une partie du SNG est recomprimée avant d’être mélangée au flux de syngas d’alimentation. L’autre partie du SNG de première passe est refroidie pour condenser l’eau formée par les réactions. Ensuite, la méthanation est achevée dans une seconde passe au travers d’autres tubes disposés dans le même réacteur. L’avantage principal de prévoir une seconde passe est de conserver un SNG de qualité relativement constante même si le catalyseur de première passe est dégradé progressivement par déplacement de front. Approche n°5 : Réacteur à lit fluidisé La mise en œuvre d’un réacteur à lit fluidisé est une solution simple et efficace pour limiter la température de réaction. La fluidisation du catalyseur par le mélange réactionnel permet une homogénéisation des températures et donc l’isothermicité de la couche catalytique. L’élimination de la chaleur produite par la réaction s’effectue par l’intermédiaire d’échangeurs immergés au sein de la couche fluidisée avec des coefficients de transfert thermique de 400 à 600 W/K.m 2 . Du point de vue réactionnel, et contrairement aux technologies décrites précédemment, la méthanation du syngas en lit fluidisé ne requiert pas systématiquement de pré-WGS. Une co-injection de vapeur avec le syngas permet d’assurer les réactions R2 (méthanation du CO) et R1 (WGS) dans le même dispositif. Les solutions actuellement proposées pour cette famille technologique ne se distinguent pas entre elles sur l’efficacité de conversion mais principalement sur la méthodologie mise en œuvre pour refroidir le réacteur. On connaît, par exemple, le procédé de méthanation COMFLUX pour la production de SNG à partir du syngas issu d’un réacteur de gazéification de charbon. Il est basé sur l’utilisation d’un lit fluidisé dans lequel sont disposés des tubes échangeurs verticaux suspendus depuis le ciel de la zone de désengagement (US4539016). Le refroidissement est assuré par l’ébullition d’un liquide, lequel peut être de l’eau. On connaît également le lit fluidisé de méthanation PSI (EP1568674A1, WO2009/007061A1). Cette invention met en œuvre un système de refroidissement constitué, de façon similaire au dispositif COMFLUX, par un faisceau de tubes disposés dans le lit. Les brevets de PSI revendiquent un procédé pour la production de SNG à partir de la gazéification de biomasse. Ce procédé revendique une solution de méthanation en lit fluidisé sans traitement préalable du syngas sur des lits d’adsorption constitués de charbon actif. On connaît également les réacteurs à lit fluidisé de méthanation ENGIE. Ces technologies proposent essentiellement des solutions techniques de maîtrise de l’isothermicité du réacteur (par vapeur surchauffée ou par injection d’eau liquide dans le réacteur par exemple). On connaît également des procédés de méthanation et de méthanolisation développés par ENGIE ayant pour objet la valorisation d’un flux issu d’éléctrolyse ou de co-électrolyse de l’eau. Enfin, on connaît également des procédés de production de gaz de synthèse développés par ENGIE, tel les demandes de brevet français n°1650494, n°1650498 et n°1650497, dont une partie des produits est recirculée pour refroidir la réaction de méthanation se produisant dans un réacteur. Généralités sur la réaction Water-Gas Shift La réaction WGS est réversible et faiblement exothermique, et consiste à convertir CO et H 2 O en H 2 et CO 2 : [Formule 3] Bien que l’équilibre thermodynamique soit favorisé par les basses températures, la cinétique de cette réaction est néanmoins limitée dans ces conditions. Ainsi, les hautes températures (350-600°C) peuvent être mises en œuvre pour accélérer la cinétique de cette réaction, alors que les basses températures (190-250°C) favorisent la production d’hydrogène mais entrainent une cinétique réactionnelle plus lente et par conséquent un volume de catalyseur très important. Classiquement, des vitesses spatiales de très élevées doivent être mises en œuvre. Le nombre de moles étant constant au cours de la réaction, la pression n’exerce aucun rôle sur l’équilibre thermodynamique de cette réaction. Une présence d’eau sur-stœchiométrique favorise quant à elle la réaction. Industriellement, la plupart des solutions mettent en œuvre une série de réacteurs catalytiques adiabatiques fonctionnant en ordre décroissant de température. Au-delà de l’intérêt pour la conversion, cette série de réacteurs permet également de limiter l’élévation de température du catalyseur liée à l’exothermicité de la réaction. Un échangeur de chaleur est placé entre chaque réacteur pour refroidir le mélange gazeux avant injection dans le réacteur suivant. Généralement, les catalyseurs de WGS hautes températures sont à base de fer et de chrome, et sont mis en œuvre entre 310 et 450°C, et sous une pression de 25 à 35 bar. Le chrome permet de limiter le frittage du catalyseur, bien qu’un remplacement tous les 2-5 ans soit nécessaire. Les catalyseurs à base de cérium montrent également des performances intéressantes pour la conversion WGS à haute température. Les catalyseurs de WGS basses températures sont principalement composés de cuivre/zinc déposés sur un oxyde d’aluminium. Certains procédés connus, tels que ceux décrits dans la demande de brevet WO 2019/234208, visent une série de réacteurs adiabatiques. Le syngas entre dans le réacteur catalytique WGS hautes températures. En sortie, le gaz est refroidi et divisé en deux flux alimentant chacun un réacteur catalytique WGS basses températures. Dans le brevet de Johnson Matthey (US 2014/0264178), un syngas contenant au moins un composé soufré et de la vapeur entre dans un réacteur-échangeur et passe dans un distributeur puis dans des tubes verticaux immergés dans un lit fixe de catalyseurs (Co/Mo sulfuré) favorisant la réaction WGS. Du syngas circulant en dehors des tubes en co-courant est converti en hydrogène par la réaction WGS au contact du catalyseur. Dans le cas d’un syngas à faible ratio H 2 /CO, de la vapeur produite par un boiler est ajoutée au syngas. Les flux de syngas dans les tubes et en dehors des tubes circulent à contre-courant, contrairement au cas précédent. Dans un brevet de 2018 (GB2556665), Linde propose une méthode permettant de produire de l’hydrogène à partir de gazéification de biomasse. La biomasse est gazéifiée à l’air, à pression atmosphérique jusqu’à 600°C, le syngas est refroidi puis introduit dans un réacteur WGS, les produits de cette réaction sont refroidis puis introduits dans un appareil de séparation et compression électrochimique (7-14 bar) permettant de séparer l’hydrogène sortant à 150-350 bar. Une demande de brevet déposée en 2009 par Haldor Topsoe (US7618558) décrit une chaine d’épuration du syngas issu de gazéification. Une demande de brevet déposée en 2017 par Haldor Topsoe (WO 2017/186526) permet d’enrichir en hydrogène un syngas composé au moins à 25%, 40% ou 70% sur base sèche de CO et de H 2 . Les réacteurs membranaires sont particulièrement efficaces pour la réaction de WGS. Les membranes intégrées au réacteur permettent d’extraire continuellement l’hydrogène produit par la réaction déplaçant ainsi l’équilibre vers la conversion de CO. Ainsi, des taux de conversion très élevés peuvent être atteints. Même s’il est très performant pour la production d’hydrogène, de par son principe de fonctionnement, ce réacteur peut difficilement permettre de produire du méthane de synthèse car le H 2 du syngaz ou celui produit par WGS serait séparé continuellement dès sa formation. Un exemple de ce type de procédé en application gazéification de la biomasse est donné sur le brevet US201783721 de l’Université Nationale de Singapour. Des solutions technologiques variées généralement dédiées soit à la production de méthane ou bien à celle d’hydrogène sont nombreuses. Toutefois, aucune des solutions évoquées ci-dessus ne répondent aux problèmes techniques suivants : - adapter sa production (biométhane ou bio hydrogène) en fonction des besoins du marché, et donc favoriser l’implantation des usines de production qui auront l’assurance de pouvoir s’adapter avec réactivité, - produire majoritairement du biométhane tout en produisant ponctuellement de l’hydrogène pour alimenter les petites stations hydrogène appelées à voir le jour dans un premier temps, - produire majoritairement de l’hydrogène (usage industriel ou mobilité) et produire ponctuellement du biométhane (lorsque la consommation de l’industriel est réduite (arrêt technique, arrêt d’activité) ou si les besoins hydrogène mobilité fluctuent dans le temps) et - basculer rapidement d’une production de méthane vers une production d’hydrogène et inversement. Objet de l’invention La présente invention vise à remédier à tout ou partie de ces inconvénients. À cet effet, selon un premier aspect, la présente invention vise un dispositif de production hybride de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse, qui comporte : - une entrée pour un flux de gaz de synthèse (dit « syngas ») comportant au moins du CO (pour « monoxyde de carbone ») et préférentiellement au moins du H 2 , - un réacteur de conversion catalytique, configuré pour opérer selon l’une des deux configurations alternatives suivantes : - une première configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction de Sabatier, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du méthane ou - une deuxième configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction du gaz à l’eau, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du dihydrogène, - une sortie pour un flux de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse et - un système de commande comportant un moyen de sélection d’une configuration d’opération du réacteur et un moyen d’émission d’une commande représentative de la configuration sélectionnée, le réacteur étant configuré pour opérer selon une configuration donnée en fonction de la commande émise par le moyen d’émission. Ces dispositions permettent : - d’adapter la production (biométhane et/ou bio hydrogène) en fonction des besoins du marché, et donc favoriser l’implantation de ces usines de production qui auront l’assurance de pouvoir s’adapter avec réactivité, - de produire majoritairement du biométhane tout en produisant ponctuellement de l’hydrogène pour alimenter les petites stations hydrogène appelées à voir le jour dans un premier temps, - de produire majoritairement de l’hydrogène (usage industriel ou mobilité) et de produire ponctuellement du biométhane (lorsque la consommation de l’industriel est réduite (arrêt technique, arrêt d’activité) ou si les besoins hydrogène mobilité fluctuent dans le temps) et - de basculer rapidement d’une production de méthane vers une production d’hydrogène et inversement. Ces dispositions permettent la réalisation d’un dispositif flexible, capable de produire de l’hydrogène ou du méthane avec une installation unique et sans changer la chaine de procédé mise en œuvre pour la production de méthane. Dans des modes de réalisation, le réacteur de conversion comporte un lit catalytique comportant deux catalyseurs distincts, un premier catalyseur étant configuré pour favoriser une réaction de Sabatier à basse température et un deuxième catalyseur étant configuré pour favoriser une réaction du gaz à l’eau à haute température. Dans des modes de réalisation, le réacteur de conversion comporte un lit catalytique comportant un catalyseur bifonctionnel, configuré pour favoriser une réaction de Sabatier à basse température dans la première configuration du réacteur et pour favoriser une réaction du gaz à l’eau à haute température dans la deuxième configuration du réacteur. Dans des modes de réalisation, le réacteur de conversion comporte un lit catalytique comportant un catalyseur unique, configuré pour favoriser une réaction de Sabatier à basse température dans la première configuration du réacteur et pour favoriser une réaction du gaz à l’eau à haute température dans la deuxième configuration du réacteur. Dans des modes de réalisation, le dispositif objet de la présente invention comporte un injecteur de vapeur dans le flux de syngas ou directement dans le réacteur et/ou un injecteur d’eau directement dans le réacteur catalytique, une quantité d’eau et/ou de vapeur injectée par au moins un injecteur étant réalisée en fonction de la commande émise par le système de commande. Ces modes de réalisation permettent de réaliser une réaction de WGS directement dans le réacteur de conversion soit pour refroidir le réacteur et équilibrer le ratio H 2 /CO vers la stœchiométrie de méthanation du CO lorsque ce réacteur est en configuration de production de méthane, soit pour produire du dihydrogène par conversion du CO lorsque le réacteur est en configuration de production de dihydrogène. Dans des modes de réalisation, le dispositif objet de la présente invention comporte, en aval du réacteur de conversion, un séparateur d’eau configuré pour fournir l’eau séparée à une évacuation ou une valorisation d’eau (exemple production de vapeur) ou à un injecteur pour alimenter le réacteur de conversion. Ces modes de réalisation permettent de recycler de l’eau en sortie du réacteur de conversion vers l’entrée dudit réacteur de conversion. Dans des modes de réalisation, le dispositif objet de la présente invention comporte un moyen de compression du syngas à une pression déterminée, la pression de sortie du moyen de compression étant déterminée en fonction de la commande émise par le système de commande. Dans des modes de réalisation, le dispositif objet de la présente invention comporte un moyen de détente du syngas à une pression déterminée, la pression de sortie du moyen de détente étant déterminée en fonction de la commande émise par le système de commande. Ces modes de réalisation permettent un ajustement de la pression en entrée du réacteur de conversion pour maximiser la production du produit correspondant à la configuration opératoire visée du réacteur. Dans des modes de réalisation, le dispositif objet de la présente invention comporte un échangeur de chaleur immergé dans le réacteur de conversion, ledit échangeur de chaleur étant configuré pour refroidir ou chauffer le réacteur à une température déterminée en fonction de la commande émise par le système de commande. Ces modes de réalisation permettent un ajustement de la température du réacteur de conversion pour maximiser la production du produit correspondant à la configuration opératoire visée du réacteur. Dans des modes de réalisation, le dispositif objet de la présente invention comporte un recirculateur d’au moins une partie du gaz de sortie vers l’entrée pour syngas, une quantité de gaz recirculée étant déterminée en fonction de la commande émise par le système de commande. Ces modes de réalisation permettent de recycler des produits du réacteur de conversion pour augmenter le rendement du dispositif. Dans des modes de réalisation, le dispositif objet de la présente invention comporte, en aval du réacteur de conversion : - un sélecteur de sortie pour le méthane relié à un recirculateur de méthane vers l’entrée pour syngas et à une sortie de méthane, - un sélecteur de sortie pour le dihydrogène relié à un recirculateur de dihydrogène vers l’entrée pour syngas et à une sortie de dihydrogène, dispositif dans lequel : - lorsque la commande émise correspond à une configuration du réacteur pour favoriser une réaction du gaz à l’eau, le sélecteur de sortie pour le dihydrogène est configuré pour diriger le dihydrogène vers la sortie de dihydrogène, le sélecteur de sortie de méthane est configuré pour diriger le méthane vers le recirculateur de méthane et - lorsque la commande émise correspond à une configuration du réacteur pour favoriser une réaction de Sabatier, le sélecteur de sortie pour le dihydrogène est configuré pour diriger le dihydrogène vers le recirculateur de dihydrogène et le sélecteur de sortie pour le méthane est configuré pour diriger le méthane vers la sortie de méthane. Ces modes de réalisation permettent de réaliser une recirculation sélective en fonction des objectifs de la configuration sélectionnée. Selon un deuxième aspect, la présente invention vise un procédé de production hybride de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse, qui comporte : - une étape de sélection d’une configuration d’opération d’un réacteur de conversion, - une étape d’émission d’une commande représentative de la configuration sélectionnée, - une étape de mise en configuration du réacteur de conversion en fonction de la commande émise selon l’une des deux configurations suivantes : - une première configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction de Sabatier, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du méthane ou - une deuxième configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction du gaz à l’eau, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du dihydrogène, - une étape d’entrée d’un flux de gaz de synthèse (dit « syngas ») comportant au moins du CO et préférentiellement du H 2 , - une étape de réaction de conversion catalytique selon la configuration sélectionnée et - une étape de sortie pour un flux de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse. Les buts et avantages du procédé étant identiques à ceux du dispositif objet de la présente invention, ils ne sont pas décrits ici. Brève description des figures D’autres avantages, buts et caractéristiques particulières de l’invention ressortiront de la description non limitative qui suit d’au moins un mode de réalisation particulier du dispositif et du procédé objets de la présente invention, en regard des dessins annexés, dans lesquels : représente, schématiquement, un mode de réalisation particulier du dispositif objet de la présente invention, représente, schématiquement et sous forme d’un logigramme, une première succession d’étapes particulières du procédé objet de la présente invention, représente, schématiquement et sous forme d’un logigramme, une deuxième succession d’étapes particulières du procédé objet de la présente invention et représente, schématiquement et sous forme d’un logigramme, une troisième succession d’étapes particulières du procédé objet de la présente invention. La présente description est donnée à titre non limitatif, chaque caractéristique d’un mode de réalisation pouvant être combinée à toute autre caractéristique de tout autre mode de réalisation de manière avantageuse. On note dès à présent que les figures ne sont pas à l’échelle. On note que les termes « méthane de synthèse » désignent, plus généralement, le gaz naturel de synthèse qui peut comporter d’autres espèces chimiques en plus du méthane produit. On observe, sur la , qui n’est pas à l’échelle, une vue schématique d’un mode de réalisation du dispositif 100 objet de la présente invention. Ce dispositif 100 de production hybride de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse comporte : - une entrée 105 pour un flux de gaz de synthèse dit « syngas » comportant au moins du CO et préférentiellement au moins du H 2 , - un réacteur 110 de conversion catalytique, configuré pour opérer selon l’une des deux configurations alternatives suivantes : - une première configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction de Sabatier à basse température, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du méthane ou - une deuxième configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction du gaz à l’eau à haute température, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du dihydrogène, - une sortie 115 pour un flux de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse et - un système 120 de commande comportant un moyen 121 de sélection d’une configuration d’opération du réacteur et un moyen 122 d’émission d’une commande représentative de la configuration sélectionnée, le réacteur étant configuré pour opérer selon une configuration donnée en fonction de la commande émise par le moyen d’émission. L’entrée 105 pour un flux de gaz désigne généralement tout conduit permettant le cheminement du syngas vers une entrée pour syngas (non référencée) du réacteur 110 de conversion. La nature exacte de l’entrée 105 dépend des conditions opératoires déterminées en termes de débit, notamment, et de la nature du syngas à transporter. Dans un mode de réalisation particulier, tel que celui représenté en , l’entrée 105 est alimentée en syngas par un gazéificateur 505 de déchets, de biomasse et/ou de résidus carbonés. On note que les termes « gazéificateur » et « réacteur de gazéification » sont équivalents ici. La gazéification correspond à une dégradation thermique de la biomasse ou des déchets ou des résidus carbonés qui subissent successivement un séchage puis une dé-volatilisation de la matière organique pour produire un résidu carboné (le « char »), un gaz de synthèse (appelé « syngas »), et des composés condensables (goudrons). Le résidu carboné peut ensuite être oxydé par l’agent de gazéification (vapeur d’eau, air, oxygène, dioxyde de carbone) pour produire un gaz majoritairement composé de H 2 et de CO. En fonction de sa nature, cet agent de gazéification pourra également réagir avec les goudrons ou les gaz majoritaires. Ainsi, s’il s’agit de vapeur d’eau (H 2 O), une réaction de WGS (Water Gas Shift) se produit dans le réacteur 505 de gazéification. La pression du réacteur 505 de gazéification a peu d’effet sur cette réaction. Par contre, l’équilibre est fortement lié à la température du réacteur et à la composition « initiale » des réactifs. Le syngas obtenu consiste en un mélange de gaz majoritaires (H 2 , CO, CO 2 , CH 4 , C x ), de composés condensables (goudrons), de particules (char, coke, matériau de lit élutrié), et de gaz inorganiques (alcalins, métaux lourds, H 2 S, HCl, NH 3 …). Après élimination des impuretés, les gaz majoritaires peuvent être transformés en de nombreux vecteurs énergétiques, dont le biométhane et le bio hydrogène. Pour la production de ces deux composés, le ratio H 2 /CO dans le syngas est un facteur déterminant. En sortie du réacteur 505 de gazéification, ce ratio n’excède généralement pas 2. Dans un mode de réalisation particulier, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte un moyen 510 de refroidissement des produits du gazéificateur 505. Ces modes de réalisation permettent d’adapter les températures du gaz produit au fonctionnement des équipements du dispositif 100. Dans un mode de réalisation particulier, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte un moyen 515 d’élimination des impuretés des produits du gazéificateur 505. Ce moyen 515 d’élimination peut être positionné en amont ou en aval du moyen 510 de refroidissement si le dispositif 100 comporte un tel moyen 510 de refroidissement. Ces modes de réalisation permettent d’adapter la qualité du gaz produit au fonctionnement des équipements du dispositif 100. La nature exacte du moyen 515 d’élimination dépend de la nature des impuretés à éliminer. De tels moyens 515 d’élimination sont bien connus de l’Homme du Métier. Par exemple, un tel moyen 515 d’élimination est un « scrubber » (traduit par « absorbeur-neutralisateur »). Un tel scrubber peut mettre en œuvre une neutralisation humide, une neutralisation ou une adsorption à sec selon l’usage déterminé. Dans des variantes, le dispositif 100 comporte une pluralité de moyens 515 d’élimination en cascade. Dans des variantes, entre deux étages d’élimination d’impuretés, le dispositif 100 comporte un moyen (non représenté) de refroidissement du syngas et/ou un compresseur (non représenté) du syngas. Dans des variantes, le dispositif 100 comporte un moyen (non représenté) de dépoussiérage du syngas. Un tel moyen de dépoussiérage est par exemple, de type venturi, multi-cyclone ou filtre. Dans un mode de réalisation particulier, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte un moyen 145 de compression du syngas à une pression déterminée, la pression de sortie du moyen 145 de compression étant déterminée en fonction de la commande émise par le système 120 de commande. Ce moyen 145 de compression est, par exemple, un compresseur centrifuge, axial, à palettes, à vis, à lobes, à piston ou de type « scroll ». Ce moyen 145 de compression est configuré, par exemple, pour porter le syngas à une pression comprise entre 1 et 40 bar et préférentiellement entre 1 et 10 bar. Dans un mode de réalisation particulier, non représenté en , le dispositif 100 comporte un moyen 146 de détente du syngas à une pression déterminée, la pression de sortie du moyen de détente étant déterminée en fonction de la commande émise par le système 120 de commande. Ce moyen 146 de détente peut être de tout type connu de la Personne du Métier et adapté à l’usage considéré. Dans un mode de réalisation particulier, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte, en amont de l’entrée du syngas dans le réacteur 110 de conversion, un échangeur 535 thermique. Cet échangeur thermique, qui peut être un échangeur à plaques par exemple, est configuré pour échauffer le syngas à une température compatible avec la configuration particulière du réacteur 110 de conversion. Préférentiellement, cet échangeur 535 peut permettre d’assurer une température minimale d’entrée du réacteur entre 170 et 230°C et de préférence au-dessus de 200°C pour éviter la formation de tétra-carbonyles de nickel (si catalyseur ou réacteur à base nickel) qui est un poison dans le gaz produit. Le réacteur 110 de conversion catalytique est, préférentiellement, un réacteur isotherme. Préférentiellement, ce réacteur 110 de conversion est un réacteur isotherme à lit fluidisé. Préférentiellement, ce réacteur 110 de conversion est un réacteur isotherme à lit fluidisé dense. On appelle « réacteur isotherme à lit fluidisé dense un réacteur configuré pour opérer selon une température comprise entre 230°C et 600°C et selon une pression comprise entre 1 et 50 bar. Ce réacteur 110 est configuré pour opérer selon deux configurations, ou régimes, d’équilibres thermodynamiques : - une première configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction de Sabatier à basse température (préférentiellement entre 230°C et 350°C), de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du méthane ou - une deuxième configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction du gaz à l’eau à haute température (préférentiellement entre 350°C et 600°C), de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du dihydrogène. Cette configuration implique des amplitudes opératoires importantes en termes de pression et de température notamment. On note que l’invention n’est pas réduite à l’usage d’un seul réacteur et que celle-ci peut mettre en œuvre une pluralité de réacteurs, de types identiques ou distincts, en parallèle ou en série pour obtenir le produit de réaction visé. Pour être en mesure de réaliser les deux réactions selon les deux configurations en question, le réacteur 110 met en œuvre un lit 111 catalytique. Un tel lit 111 catalytique peut être formé : - soit d’un mélange de deux catalyseurs, 112 et 113, distincts configurés pour, chacun, favoriser l’une des deux configurations, chaque catalyseur pouvant mettre en œuvre des métaux différents par exemple, - soit un catalyseur 114 unique bifonctionnel configuré pour, en fonction d’autres paramètres de réaction (température ou pression par exemple), favoriser l’une ou l’autre des configurations. Dans le cas des catalyseurs distincts : - le catalyseur favorisant la réaction de Sabatier peut être à base Ni/Al 2 O 3 , Ni/Pr/Al 2 O 3 , Ruthenium, par exemple et - le catalyseur favorisant la réaction de WGS peut être à base de Fe 2 O 3 /Cr 2 O 3 , Au-Fe 2 O 3 , Au-CeO 2 , Au-TiO 2 , Ru-ZrO 2 , Rh-CeO 2 , Pt-CeO 2 ou Pd-CeO 2 , par exemple. Dans la première configuration, l’objectif du réacteur 110 est de maximiser la production de méthane (CH 4 ) de synthèse. Le syngas peut être converti en biométhane par la réaction catalytique de méthanation du CO, également appelée « réaction de Sabatier ». Cette réaction dont la cinétique est rapide aux températures mises en œuvre, se caractérise par une très forte exothermicité. Pour maximiser la production de CH 4 , il convient que H 2 et CO soient dans un rapport stœchiométrique de 3:1. Ce rapport peut-être obtenu en réalisant une réaction de WGS complémentaire positionnée en amont de 110. Dans des variantes (non représentées), le dispositif 100 comporte un réacteur de WGS dédié comportant des catalyseurs spécifiques. Un tel catalyseur spécifique est, par exemple, à base de Cu-Zn-Al 2 O 3 , Fe 2 O 3 /Cr 2 O 3 .Dans d’autres variantes, telle que celle représentée en , la réaction de WGS complémentaire est réalisée directement dans le réacteur 110 de conversion. Quelle que soit la variante retenue, un apport d’eau (vapeur ou liquide) est alors nécessaire. Dans des modes de réalisation particuliers, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte un injecteur 125 de vapeur dans le flux de syngas et/ou un injecteur 130 d’eau liquide ou de vapeur dans le réacteur catalytique, une quantité d’eau et/ou de vapeur injectée par au moins un injecteur étant réalisée en fonction de la commande émise par le système 120 de commande. L’injecteur 125 de vapeur est, par exemple, un piquage dans la conduite d’entrée 105 associé à un moyen (non représenté) de production pour porter de l’eau à une température correspondant à l’état de vapeur aux conditions opératoires de l’entrée 105 pour syngas. L’injecteur 130 d’eau dans le réacteur 110 de conversion est, par exemple, un piquage d’alimentation en eau liquide ou vapeur dans le réacteur 110 de conversion. Ce piquage peut être alimenté en eau externe ou bien en eau recyclée au sein du dispositif 100. Dans des modes de réalisation particuliers, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte, en aval du réacteur 110 de conversion, un séparateur 135 d’eau configuré pour fournir l’eau séparée à une évacuation 140 d’eau ou à un injecteur, 125 et/ou 130. Le séparateur 135 peut être de type condenseur, par exemple. Le séparateur 135 d’eau est configuré pour déshydrater le flux produit en sortie du réacteur 110 de conversion, par refroidissement par exemple. Dans des modes de réalisation particuliers, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte, en amont du séparateur 135 d’eau, au moins un échangeur 540 thermique. Au moins un échangeur 540 thermique, du type échangeur à plaques ou à tubes et calandre par exemple, est configuré pour refroidir les produits du réacteur 110 de conversion à une température correspondant à une température inférieure ou égale à la température de rosée de l’eau dans les conditions opératoires du dispositif 100. Au sein du réacteur 110 de conversion, le CO 2 également présent dans le syngas produit du CH 4 par réaction de méthanation du CO 2 . Dans la deuxième configuration, l’objectif du réacteur 110, ou de la pluralité de réacteurs 110, est de maximiser la production d’hydrogène de synthèse. Pour cela, la réaction de WGS peut être mise en œuvre de manière spécifique dans le même réacteur 110 de conversion ou dans une pluralité de réacteurs 110 de conversion. Pour cela, de l’eau est injectée en quantité supérieure à celle évoqué dans le cas de méthanation, afin de maximiser la production d’hydrogène. Quelle que soit la configuration, les produits du réacteur 110 de conversion comportent de l’eau en excès ou en produits, du dioxyde de carbone, de l’hydrogène et du méthane dans des proportions qui varient selon la configuration mise en œuvre. La sortie 115 pour un flux de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse désigne toute conduite permettant aux produits du réacteur 110 de conversion d’être transportés à partir du réacteur 110 de conversion. Les produits traversant la sortie 115 sont préférentiellement mis aux spécifications d’utilisation en aval du réacteur 110 de conversion comme décrit ci-après. Ces spécifications correspondent, par exemple, pour du méthane de synthèse injectable dans les réseaux de gaz naturel, à : - un pouvoir calorifique supérieur compris entre 9,5 et 12,8 kWh/Nm 3 , - un indice de Wobbe compris entre 12,01 et 15,70 kWh/Nm 3 , - une densité par rapport à l’air comprise entre 0,555 et 0,7, - une teneur en CO 2 inférieure à 2,5 % et - une teneur en dihydrogène inférieure à 6 % ou à 2 % selon le cas d’usage. Dans des modes de réalisation particuliers, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte un séparateur 520 de dioxyde de carbone du flux en sortie du réacteur 110 de conversion. Ce séparateur 520 est, par exemple, un dispositif configuré pour réaliser l’absorption (physique ou chimique) ou l’adsorption modulée en pression, la perméation membranaire ou la cryogénie du dioxyde de carbone du flux et le diriger vers une évacuation 530 de dioxyde de carbone. Dans des modes de réalisation particuliers, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte au moins un recirculateur, 155 et/ou 160, d’au moins une partie du gaz de sortie vers l’entrée 105 pour syngas, une quantité de gaz recirculée étant déterminée en fonction de la commande émise par le système 120 de commande. On appelle « recirculateur », 155 et 160, une conduite de transport d’un flux de gaz vers l’entrée 105 pour syngas. Ce flux de gaz peut être un flux d’hydrogène ou de méthane de synthèse, en fonction de la commande émise par le système 120 de commande. Par exemple, si le système 120 de commande a configuré le dispositif 100 pour produire de l’hydrogène, le méthane résiduel est recirculé par le « recirculateur » 155 tandis que si le système 120 de commande a configuré le dispositif 100 pour produire du méthane, c’est le dihydrogène qui est recirculé par le « recirculateur » 160. Alternativement, le produit dont la production est maximisée par la configuration du dispositif 100 peut également être recirculé de manière à maintenir constant le débit traversant le réacteur 110 de conversion. Dans des modes de réalisation particuliers, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte, en aval du réacteur 110 de conversion : - un sélecteur 165 de sortie pour le méthane relié à un recirculateur 155 de méthane vers l’entrée 105 pour syngas et à une sortie 170 de méthane, - un sélecteur 175 de sortie pour le dihydrogène relié à un recirculateur 160 de dihydrogène vers l’entrée 105 pour syngas et à une sortie 180 de dihydrogène, dispositif dans lequel : - lorsque la commande émise correspond à une configuration du réacteur pour favoriser une réaction du gaz à l’eau, le sélecteur de sortie pour le dihydrogène est configuré pour diriger le dihydrogène vers la sortie de dihydrogène, le sélecteur de sortie de méthane est configuré pour diriger le méthane vers le recirculateur de méthane et - lorsque la commande émise correspond à une configuration du réacteur pour favoriser une réaction de Sabatier, le sélecteur de sortie pour le dihydrogène est configuré pour diriger le dihydrogène vers le recirculateur de dihydrogène et le sélecteur de sortie pour le méthane est configuré pour diriger le méthane vers la sortie de méthane. Dans des modes de réalisation particuliers, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte, en amont du sélecteur 175 de sortie pour dihydrogène, un séparateur 525 de dihydrogène. Un tel séparateur 525 de dihydrogène est, par exemple, un dispositif de réalisation d’une perméation membranaire, d’une adsorption modulée en pression et/ou un électrocompresseur. En sortie de cette séparation de l’hydrogène : - dans le cas de production de biométhane : la faible quantité d’hydrogène présente dans le gaz en sortie du réacteur de conversion du syngas est majoritairement séparée du biométhane, ce dernier pouvant ainsi être valorisé dans les réseaux de transport ou de distribution, ou dans une station mobilité ; la faible quantité d’hydrogène séparée peut être recirculée tout ou partie vers le flux 105 alimentant le réacteur 110 de conversion catalytique du syngas et - dans le cas de production de bio-hydrogène : la forte quantité d’hydrogène présente dans le gaz en sortie du réacteur de conversion du syngas est séparée du reste du gaz, produisant ainsi un bio-hydrogène à la pureté suffisante pour être valorisé dans un réseau industriel ou dans une station mobilité ; le reste du gaz peut être tout ou partie recirculé vers le flux 105 alimentant le réacteur 110 de conversion catalytique du syngas. Dans un mode de réalisation particulier, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte un moyen 545 de compression des produits du réacteur 110 de conversion à une pression déterminée, cette pression correspondant à une pression nominale d’usage desdits produits ou à une pression opératoire du réacteur 110 de conversion en vue de la recirculation d’une partie des produits de réaction. Ce moyen 545 de compression est, par exemple, un compresseur centrifuge, axial, à palettes, à vis, à lobes ou de type « scroll ». En sortie de ce moyen de compression, les produits de réaction présentent préférentiellement une pression comprise entre 10 et 80 bar. Les moyens, 135, 520 et 525, 545 peuvent être intervertis. Dans des modes de réalisation particuliers, tel que celui représenté en , le dispositif 100 comporte, un échangeur 150 de chaleur immergé dans le réacteur de conversion, ledit échangeur de chaleur étant configuré pour refroidir ou chauffer le réacteur 110 à une température déterminée en fonction de la commande émise par le système 120 de commande. Un tel échangeur 150 de chaleur est, par exemple, constitué de tubes horizontaux, verticaux ou inclinés ou d’un échangeur à plaques. Le système 120 de commande est, par exemple, un circuit électronique de calcul configuré pour : - recevoir une sélection de configuration, manuelle ou automatique, via le moyen 121 de sélection et - émettre une commande de mise en configuration via le moyen 122 d’émission. Le moyen 121 de sélection est, par exemple, une interface mécanique, électrique ou électronique permettant la sélection d’une configuration parmi les deux configurations disponibles. Le moyen 122 d’émission est, par exemple, un circuit électronique de commande, configuré pour adapter des variables opératoires du dispositif 100 pour correspondre aux configurations disponibles. Ces variables opératoires sont au moins l’une des suivantes : - la pression du réacteur 110 de conversion : la pression est une variable qui impacte fortement la réaction de méthanation. Pour favoriser la production de biométhane, la pression du réacteur est élevée (de préférence supérieure à 3 bar), tandis qu’elle est diminuée (de préférence inférieure à 3 bar) pour la production de biohydrogène par Water-Gas Shift, - la température du réacteur 110 de conversion : les deux réactions (méthanation et Water-Gas Shift) sont exothermiques, donc favorisées par les basses températures. Cependant, le catalyseur Water-Gas Shift présent dans le réacteur 110 est actif à haute température. Ainsi, la température du réacteur est de 230-350°C pour la production de biométhane, et de 350-600°C pour la production de biohydrogène, - le débit de vapeur ajouté : le débit de vapeur impacte l’équilibre thermodynamique, et donc la production de biométhane ou de biohydrogène. Pour la production de biométhane, la concentration en vapeur en entrée du réacteur de conversion du syngas sera de 0-30%vol et préférentiellement entre 10 et 30% vol, contre 20-80%vol et préférentiellement entre 30 et 50% vol pour la production de biohydrogène. Cette forte teneur en vapeur d’eau ajoutée dans le cas de la production de biohydrogène permet limiter la réaction de méthanation, - la fraction de gaz recirculé : en mode production de biométhane ou de biohydrogène, le dispositif 100 génère un gaz résiduel. Dans le cas de la production de biométhane, l’hydrogène séparé du biométhane peut être recyclé vers le réacteur 110 de conversion du syngas afin d’être transformé en biométhane par méthanation ou valorisé comme petite production de bio hydrogène. Dans le cas de la production de biohydrogène, le gaz résiduel (principalement composé de CH 4 et CO) peut être recyclé vers le réacteur 110 de conversion du syngas afin d’augmenter le rendement en biohydrogène. La fraction de gaz recirculé vers le réacteur 110 de conversion du syngas peut varier de 0 à 100% selon les modes de fonctionnement. Pour maximiser la production d’hydrogène, des conditions opératoires particulières doivent être mises en œuvre : - une hausse de la température favorise la production de biohydrogène, - la production de biohydrogène augmente significativement lorsque la teneur en vapeur du syngas augmente, - une baisse de la pression du réacteur de conversion catalytique favorise la production de biohydrogène, - la production de biohydrogène augmente lorsque la recirculation du méthane résiduel augmente. Sur la base des effets décrits ci-dessus, et en prenant en compte l’impact énergétique du réglage des différents paramètres cités ci-dessus, les conditions « nominales » du procédé pour une production de biohydrogène par Water-Gas Shift peuvent être les suivantes : Pression du réacteur 1.5 bar Température du réacteur 450 °C Teneur en vapeur du syngas 70 %mol Taux de Recirculation du flux 70 % Dans ces conditions opératoires, la composition des différents flux clés du procédé est la suivante : Paramètres Flux – Entrée réacteur méthanation Flux – Sortie réacteur catalytique Flux – Biohydrogène valorisable Flux – gaz résiduel sortie procédé Pression (bara) 1.5 1.5 10 10 Température (°C) 341.3 450.0 286.3 286.3 Débit molaire (kmol/h) 27.95 28.27 5.18 1.21 Teneur CO 2 (%mol) 7.58% 14.14% 0.00% 2.98% Teneur H 2 O (%mol) 65.07% 56.71% 0.00% 21.13% Teneur CO (%mol) 6.39% 0.64% 0.00% 4.50% Teneur CH 4 (%mol) 8.68% 9.21% 0.00% 64.62% Teneur H 2 (%mol) 11.47% 19.29% 100.00% 6.77% Teneur C 2 H 4 (%mol) 0.81% 0.00% 0.00% 0.00% Concernant le biométhane : - une faible température favorise la production de biométhane - préférentiellement une température de réaction inférieure à 350°C et préférentiellement inférieure à 320°C et encore préférentiellement inférieure à 300°C est mise en œuvre en mode méthanation afin de limiter la production de biohydrogène, - à l’instar de la température, une plus faible teneur en vapeur d’eau dans le syngas alimentant le réacteur de conversion catalytique favorise la production de biométhane, - une plus forte pression du réacteur de conversion catalytique favorise la production de biométhane dans la chaine de procédé proposée, - la recirculation du flux d’hydrogène vers le syngas alimentant le réacteur 110 de conversion catalytique n’impacte pas de manière significative la production de biométhane – cela s’explique par le fait que la quantité d’hydrogène résiduel présent dans le flux en sortie du réacteur de conversion catalytique en mode méthanation est très faible du fait de sa consommation par la réaction de méthanation. Sur la base des effets décrits ci-dessus, et en prenant en compte l’impact énergétique du réglage des différents paramètres cités ci-dessus, les conditions « nominales » du procédé pour une production de biométhane par méthanation sont, par exemple, les suivantes : Pression du réacteur 5 bar Température du réacteur 250 °C Teneur en vapeur du syngas 15 % Taux de Recirculation 50 % Dans ces conditions opératoires, la composition des différents flux clés du procédé est la suivante : Paramètres Flux – Entrée réacteur méthanation Flux – Sortie réacteur catalytique Flux - Biométhane Pression (bara) 5 5 10 Température (°C) 399 250 87 Débit molaire (kmol/h) 8.88 6.55 2.25 Teneur CO 2 (%mol) 22.9% 40.3% 3.5% Teneur H 2 O (%mol) 15.0% 27.1% 2.9% Teneur CO (%mol) 18.7% 0.0% 0.0% Teneur CH 4 (%mol) 6.8% 32.2% 93.5% Teneur H 2 (%mol) 34.1% 0.4% 0.1% Teneur C 2 H 4 (%mol) 2.5% 0.0% 0.0% Comme on le comprend, la présente invention a pour objectif de convertir le syngas, par exemple issu de biomasse/déchets/résidus, en biométhane ou en biohydrogène de manière flexible par la simple modification de certaines conditions opératoires tout en conservant les mêmes équipements et la même chaine procédé. Un réacteur hybride de conversion catalytique du syngas en lit fluidisé mettant en œuvre un mélange de catalyseurs, un catalyseur unique à faible rendement ou un catalyseur bifonctionnel, permet de réaliser ces conversions en fonctionnant soit à basse température, haute pression, et faible teneur en vapeur d’eau (220-350°C / 4-5 bar / 0-30%vol) pour la production de biométhane, soit à haute température, basse pression, et forte teneur en eau (350-600°C / 1-1,5 bar / 30-80 %vol) pour la production de biohydrogène. Alternativement, une pluralité de réacteurs peut être mise en œuvre, en série ou en parallèle. Alors qu’un excès de vapeur est classiquement utilisé pour éviter la réaction de méthanation lors de la conversion du syngas en biohydrogène par la réaction Water-Gas shift, la présente invention permet de limiter la réaction de méthanation en maitrisant la pression, la température, la teneur en vapeur d’eau, mais également la teneur en méthane dans le réacteur de conversion du syngas. En effet, en recirculant plus ou moins le flux de gaz résiduel riche en CH4 vers le réacteur de conversion du syngas en mode WGS, l’équilibre thermodynamique et les cinétiques réactionnelles poussant à la production de biométhane sont défavorisés, ce qui limite encore la réaction de méthanation. On observe, en , schématiquement, un mode de réalisation du procédé 200 objet de la présente invention. Ce procédé 200 de production hybride de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse, comporte : - une étape 205 de sélection d’une configuration d’opération d’un réacteur de conversion, - une étape 210 d’émission d’une commande représentative de la configuration sélectionnée, - une étape 215 de mise en configuration du réacteur de conversion en fonction de la commande émise selon l’une des deux configurations suivantes : - une première configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction de Sabatier, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du méthane ou - une deuxième configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction du gaz à l’eau, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du dihydrogène, - une étape 220 d’entrée d’un flux de gaz de synthèse dit « syngas », - une étape 225 de réaction de conversion catalytique selon la configuration sélectionnée et - une étape 230 de sortie pour un flux de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse. La réalisation des étapes : - de sélection 205, - d’émission 210, - d’entrée 220 d’un flux de syngas, - de réaction 225 et - de sortie 230, est décrite en regard de la et en particulier respectivement : - du moyen de sélection 121, - du moyen d’émission 122, - de l’entrée 105 d’un flux de syngas, - du réacteur réaction 110 et - de la sortie 115 pour produits de réaction. L’étape 215 de mise en configuration est réalisée par l’ensemble des ajustements opératoires décrits en regard de la en ce qui concerne la mise en configuration de production de méthane ou de dihydrogène de synthèse. On observe, en , schématiquement, un mode de réalisation du procédé 300 objet de la présente invention lorsque le procédé 200 est en configuration de production de méthane. Dans ce mode de réalisation, le procédé 300 comporte : - une étape 315 de conversion d’un flux de syngas par la mise en œuvre d’un réacteur 110 de conversion, pouvant inclure une étape (non référencée) d’apport en eau directement dans le réacteur 110 ou dans le flux (non référencé) d’entrée, - une première 320, deuxième 325 et troisième 330 étapes de séparation, chacune de ces étapes, 320, 325 et 330, de séparation étant d’un type distinct parmi : - une séparation d’eau, - une séparation de CO 2 et - une séparation de dihydrogène, - optionnellement, une étape (non référencée) de recirculation du dihydrogène résiduel en sortie de la troisième étape 330 de séparation et - une étape 335 de fourniture du méthane pour un usage ou un stockage dédié. On observe, en , schématiquement, un mode de réalisation du procédé 400 objet de la présente invention lorsque le procédé 200 est en configuration de production de dihydrogène. Dans ce mode de réalisation, le procédé 400 comporte : - une étape 315 de conversion d’un flux de syngas par la mise en œuvre d’un réacteur 110 de conversion, pouvant inclure une étape (non référencée) d’apport en eau directement dans le réacteur 110 et/ou dans le flux (non référencé) d’entrée, - une première 320, deuxième 325 et troisième 330 étapes de séparation, chacune de ces étapes, 320, 325 et 330, de séparation étant d’un type distinct parmi : - une séparation d’eau, - une séparation de CO 2 et - une séparation de dihydrogène, - optionnellement, une étape (non référencée) de recirculation du méthane résiduel en sortie de la troisième étape 330 de séparation et - une étape 405 de fourniture du dihydrogène pour un usage ou un stockage dédié. Dispositif (100) de production hybride de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse, caractérisé en ce qu’il comporte : - une entrée (105) pour un flux de gaz de synthèse (dit « syngas ») comportant au moins du CO, - au moins un réacteur (110) de conversion catalytique, configuré pour opérer selon l’une des deux configurations alternatives suivantes : - une première configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction de Sabatier, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du méthane ou - une deuxième configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction du gaz à l’eau, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du dihydrogène, - une sortie (115) pour un flux de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse et - un système (120) de commande comportant un moyen (121) de sélection d’une configuration d’opération du réacteur et un moyen (122) d’émission d’une commande représentative de la configuration sélectionnée, le réacteur étant configuré pour opérer selon une configuration donnée en fonction de la commande émise par le moyen d’émission. Dispositif (100) selon la revendication 1, dans lequel le réacteur (110) de conversion comporte un lit (111) catalytique comportant deux catalyseurs (112, 113) distincts, un premier catalyseur étant configuré pour favoriser une réaction de Sabatier à basse température et un deuxième catalyseur étant configuré pour favoriser une réaction du gaz à l’eau à haute température. Dispositif (100) selon la revendication 1, dans lequel le réacteur de conversion comporte un lit (111) catalytique comportant un catalyseur (114) bifonctionnel, configuré pour favoriser une réaction de Sabatier à basse température dans la première configuration du réacteur et pour favoriser une réaction du gaz à l’eau à haute température dans la deuxième configuration du réacteur. Dispositif (100) selon l’une des revendications 1 à 3, qui comporte un injecteur (125) de vapeur dans le flux de syngas ou directement dans le réacteur et/ou un injecteur (130) d’eau dans le réacteur catalytique, une quantité d’eau et/ou de vapeur injectée par au moins un injecteur étant réalisée en fonction de la commande émise par le système (120) de commande. Dispositif (100) selon la revendication 4, qui comporte, en aval du réacteur (110) de conversion, un séparateur (135) d’eau configuré pour fournir l’eau séparée à une évacuation (140) d’eau ou à un injecteur (125, 130). Dispositif (100) selon l’une des revendications 1 à 5, qui comporte un moyen (145) de compression du syngas à une pression déterminée, la pression de sortie du moyen de compression étant déterminée en fonction de la commande émise par le système (120) de commande. Dispositif (100) selon l’une des revendications 1 à 6, qui comporte un échangeur (150) de chaleur immergé dans le réacteur de conversion, ledit échangeur de chaleur étant configuré pour refroidir ou chauffer le réacteur (110) à une température déterminée en fonction de la commande émise par le système (120) de commande. Dispositif (100) selon l’une des revendications 1 à 7, qui comporte un recirculateur (155, 160) d’au moins une partie du gaz de sortie vers l’entrée (105) pour syngas, une quantité de gaz recirculée étant déterminée en fonction de la commande émise par le système (120) de commande. Dispositif (100) selon la revendication 8, qui comporte, en aval du réacteur (110) de conversion : - un sélecteur (165) de sortie pour le méthane relié à un recirculateur (155) de méthane vers l’entrée (105) pour syngas et à une sortie (170) de méthane, - un sélecteur (175) de sortie pour le dihydrogène relié à un recirculateur (160) de dihydrogène vers l’entrée (105) pour syngas et à une sortie (180) de dihydrogène, dispositif dans lequel : - lorsque la commande émise correspond à une configuration du réacteur pour favoriser une réaction du gaz à l’eau, le sélecteur de sortie pour le dihydrogène est configuré pour diriger le dihydrogène vers la sortie de dihydrogène, le sélecteur de sortie de méthane est configuré pour diriger le méthane vers le recirculateur de méthane et - lorsque la commande émise correspond à une configuration du réacteur pour favoriser une réaction de Sabatier, le sélecteur de sortie pour le dihydrogène est configuré pour diriger le dihydrogène vers le recirculateur de dihydrogène et le sélecteur de sortie pour le méthane est configuré pour diriger le méthane vers la sortie de méthane. Procédé (200) de production hybride de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse, caractérisé en ce qu’il comporte : - une étape (205) de sélection d’une configuration d’opération d’un réacteur de conversion, - une étape (210) d’émission d’une commande représentative de la configuration sélectionnée, - une étape (215) de mise en configuration du réacteur de conversion en fonction de la commande émise selon l’une des deux configurations suivantes : - une première configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction de Sabatier, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du méthane ou - une deuxième configuration, dans laquelle les conditions opératoires du réacteur favorisent la réalisation d’une réaction du gaz à l’eau, de manière à produire un gaz de sortie comportant principalement du dihydrogène, - une étape (220) d’entrée d’un flux de gaz de synthèse (dit « syngas »), - une étape (225) de réaction de conversion catalytique selon la configuration sélectionnée et - une étape (230) de sortie pour un flux de dihydrogène de synthèse et/ou de méthane de synthèse.