"Procédé de réforming de gaz brut provenant du charbon". La présente invention concerne un procédé ou un traitement de reforming des gaz bruts provenant du charbon, selon lequel on produit un gaz remarquablement riche en hydrogène grâce à un processus simplifié à haut rendement thermique. Les gaz bruts provenant du charbon contiennent diverses sortes de sous-produits et d'impuretés. Un exemple de tels gaz bruts est le gaz de cokerie. Selon la technique connue, on soumet de tels gaz bruts à des traitements de purification. Lors du traitement de purification, on sépare d'abord le produit bitumineux du gaz par refroidissement et ensuite on en sépare successivement et individuellement le naphtalène, l'ammoniac, les composés sulfurés, le benzène, le cyanure et les composés analogues. Le gaz propre ainsi purifié et les composants qui ont été séparés sont utilisés respectivement dans des utilisations diverses. Il existe deux procédés usuels de purification pour le cas où le gaz purifié doit être utilisé comme un gaz de synthèse riche en hydrogène.Dans le premier procédé, le gaz purifié est comprimé et, après avoir extrait le dioxyde de carbone, on sépare l'hydrogène et on récupère ce dernier par le procédé de la séparation cryogénique. Selon le deuxième procédé, après la compression, on effectue une gazéification par le procédé de reforming à la vapeur ou d'oxydation partielle. Dans le second procédé ne connaît pas de procédé' convenable pour le traits ment direct de reforming du gaz brut non purifié provenant du charbon, et cela même bien que le gaz brut contienne certains composants qui peuvent être transformés en des composants du gaz de synthèse désiré ; la raison en est que l'on ne connait aucun catalyseur approprié pour ce type de procédé de reforming à la vapeur. En ce qui concerne les gaz obtenus par gazéification du charbon, d'un autre coté, le procédé -usuel est que le gaz obtenu dans l'appareil de gazeification du charbon est tout d'abord refroidi pour en séparer la matière bitumineuse qu'il contient, si le gaz doit être utilisé comme gaz de synthèse, parce que le gaz provenant de l'appareil de gazéification contient de la matière bitumineuse et des produits analogues, comme cela est le cas du gaz de cokerie.De plus, la matière bitumineuse ainsi séparée doit être gazéifiée séparément par le procédé d'oxydation partielle, et,de ce fait,cela nécessite un procédé complique pour transformer la matière bitumineuse en un gaz de synthèse Il en résulte que de tels procédés conventionnels destinés au traitement de gaz bruts provenant du charbon impliquent, dans la technique connue, comme cela ressort de la description ci-dessus, les problèmes que a) le procédé est inévitablement compliqué et l'investissement,nécessaire pour l'équipement destiné à la mise en oeuvre du procédé,est augmenté du fait que de nombreuses étapes de pré-traitement sont nécessaires pour extraire les divers composants et du fait qu'il faut prévoir des moyens pour la gazéification séparée de la matière bitumineuse par oxydation partielle ou des procédés analogues, si l'on veut obtenir une fabrication améliorée des produits, et b) le rendement thermique du procédé est, de manière indésirable, très bas, du fait de l'importante perte d'énergie qui se produit comme conséquence naturelle des phases qui sont impliquées, telles que le refrodissement initial du gaz brut et le réchauffage ultérieur du gaz pour les phases suivantes. Les inventeurs ont fait des recherches intensives dans le but de surmonter les problèmes décrits ci-dessus des procédés de la technique connue. Les inventeurs ont découvert que, lorsque l'on soumet le gaz brut à une gazéification des 'impuretés avec une commande appropriée de la quantité de vapeur. contenue dans le gaz, en utilisant un catalyseur fritté composé d'oxyde de calcium et d'oxyde d'aluminium, tout en maintenant lesgaz brut traité la même haute température qu'il avait lorsqu'il a quitté l'appareil de gazéification du charbon et sans extraire les impuretés gazeuses, il est possible d'obtenir une gazéification efficace de la matière bitumineuse, du naphtalène, du benzène, de l'ammoniac, du cyanure, des composés sulfurés et des composants similaires contenus dans le gaz brut traité, ainsi qu'une gazéification des hydrocarbures aliphatiquee tels que le méthane, l'éthane et analogues, tout cela concourant à produire un gaz riche en hydrogène De plus, le procédé selon l'invention présente l'avantage inattendu qu'il ne cause pas d1empoisonnement significatif du catalyseur. La présente invention fournit un procédé amélioré pour le traitement d'un gaz brut provenant du charbon Le gaz brut de départ provenant du charbon est à une température de l'ordre de 300 à 9000C et à une pression variant de la pres -sion atmosphérique à I 0 MPa et contient de 6 à 30% en volume de méthane, ainsi que d'autres hydrocarbures aliphatiques à faible poids moléculaire et des composants à haute teneur en carbone Ces impuretés gazeuses du gaz brut sont gazéifiées en introduisant le gaz brut provenant du charbon dans une zone de gazéification, le gaz brut étant maintenu à la haute température qu'il avait lorsqu'il a quitté l'appareil de gazéification du charbon, sans soumettre le gaz brut à un traitement de refroidissement destiné à séparer et à extraire les composés à haute teneur en carbone qu'il contient et sans le soumettre à un traitement pour extraire les composants autres que les impuretés solides Dans la zone de gazéification, le gaz brut vient en contact avec un catalyseur fritté constitué par de 10 à 60% en -poids d'oxyde de calcium et par 40 à 908 en poids d'oxyde d'aluminium, à- une température comprise entre 800 et 1 300 C, en présence d'un agent de gazéification. Un objet de la présente invention est de fournir une méthode pour produire un gaz riche enhydrogène en effectuant un traitement de réforming sur un gaz brut provenant du charbon, procédé dans lequel le processus est simplifié par l'omission des,pré-traitements habituels, c'est-à-dire sans extraire les composés à haute teneur en carbone contenus dans le gaz par un traitement de refroidissement et sans autre traitement de purification que l'élimination de la poussière solide. Un autre objet de l'invention est de fournir un procédé selon lequel on obtient un gaz riche en hydrogène avec une forte production au moyen du traitement de reforming d'un gaz brut provenant du charbon en tant que tel, sans employer des phases de séparation individuelle ou l'extraction de la matière bitumineuse, du naphtalène, de l'ammoniac et analogue ; dans ce procédé on obtient concuremment une gazéification directe de la matière bitumineuse et des impuretés analogues. Encore un autre objet de l'invention est de fournir un procédé pour le traitement de reforming d'un gaz brut provenant du charbon, procédé qui présente un haut rendement thermique global du fait de lâ suppression des phases de refroidissement du gaz en vue de la séparation et de l'extraction des composés à haute teneur en carbone suivies par le réchauffage, phases qui étaient inévitables dans les méthodes conventionnelles qui comprennent le traitement de purification du gaz brut provenant du charbon. Un objet supplémentaire de l'invention est de fournir un procédé pour le. traitement de reforming d'un gaz brut provenant du charbon, procédé qui peut être réalisé avec un investissement beaucoup moins élevé que dans les procédés connus dans la technique antérieure, du fait de la simplicitd du procédé selon l'invention. D'autres caractevris-tiqdcs et avantages de l'invention ressortiront de la description qui suit, faite à titre illustratif en se référant aux dessins ci-annexés sur lesquels : - la fig.1 est un schéma illustrant le déroulement d'un procédé conventionnel de traitement de gaz de cokerie, et - les fig. 2 et 3 sont des schémas illustrant le déroulement des opérations de deux procédés de traitement de reforming d'un gaz brut provenant du charbon conformes à la présente invention. Dans la suite de la description et dans les revendications, le terme "composés à haute teneur en carbone" désigne des matières comprenant la matière bitumineuse, le benzène, le naphtalène, les phénols, l'anthracène et analogues, et le terme "hydrocarbure bas" désigne des composés d'hydrocarbures compor-tant au plus quatre atomes de carbone dans la molécule. Les gaz bruts provenant du charbon devant être traités par le procédé selon la présente invention, comprennent les gaz que llon appelle gaz de cokerie,évacués d'un four à coke et le gaz obtenu à partir d'un appareil de gazéification du charbon, l'invention n'étant cependant pas limitée à ces deux exemples. On peut tout aussi bien utiliser tous les types de gaz bruts provenant du charbon pour autant que la teneur initiale en méthane, la température et la pression soient dans les limites qui ont été indiquées plus haut. La composition des gaz bruts peut différer quelque peu d-un gaz à un autre; de manière classique, un gaz de cokerie a une composition comme décrite dans le tableau 1. Composants Tableau 1 Proportions Méthane 10 à 40% en moles Ethane et éthylène 1 à 5% en moles Hydrocarbures CnHm * O à 2% en moles Dioxyde de carbone 1 à 5% en moles Monoxyde de carbone 2 à 10% en moles Hydrogène 40 à 70% en moles Sulfure d'hydrogène 0 à 1% en moles Azote 0 à 6% en moles Oxygène 0 à 1% en moles Goudron 100 à 150 g/Nm3 Fractions de benzène, toluène et xylène 30 à 50 g/Nm3 *Hydrocarbures aliphatiques autres que le méthane, l'éthane, et l'éthylène. Composants (suite du Tableau 1) Proportions Naphtalène 1 à 2 g/Nm3 Ammoniaque 5 à 10 g/Nm3 Acide cyanhydrique 1 à 2 g/Nm3 Monoxyde d'azote 0 à 5 mg/Nm3 Souffre organique 0 à 500 mg/Nm3 Ce gaz de cokerie est généralement obtenu à une température de 600 à 1 8000C, typiquement à environ 7000C, et ce gaz est approximativement à la pression athmosphérique. Les gaz fournis par la gazéification du charbon, par exemple dans un appareil de gazéification du charbon à contre-courant et à lit mobile, ont généralement une composition dans les gammes indiquées sur le tableau 2 ci-dessous. Composants Tableau 2 Proportions Méthane 6 à 30 % en moles Ethane 0 à 2 % en moles Hydrocarbures CnHm 0 à 1 % en moles Dioxyde de carbone 25 à 40 % en moles Monoxyde de carbone 10 à 25 % en moles Hydrogène 30 à 45 % en moles Sulfure d'hydrogène 0 à 1 % en moles Azote 0 à 2 % en moles oxygène 0 à 0,5% en moles Goudron 10 à 150 g/Nm Fractions de benzine, toluène et xylène et 10 à 100 g/Nm3 Ammoniaque naphtalène 0 à 1% en moles Acide cyanydrique 0 à 1% en moles Monoxyde d'azote 0 à 0,1% en moles Souffre organique 0 à 0,1% en moles Vapeur d'eau (rapport molaire par rapport au gaz sec ) 0,5 à 1,0. De tels gaz obtenus par gazéification de charbon contiennent des quantités considérables de vapeur d'eau, si bien qu'il n'est pas nécessaire dans la plupart des cas, d'ajouter de la vapeur au gaz brut initial lorsqu' on utilise un gaz obtenu directement d'un processus- de gazéification du char bon dans la méthode selon la présente invention. Ce gaz brut est obtenu à une température qui est généralement comprise entre 400 et 700au sous des pressions diverses qui sont généralement comprises entre 1 et 3 MPa. Pour la mise en oeuvre du procédé selon la présente invention l'addition de vapeur dans la zone de gazéification est nécessaire lorsque le gaz brut est un-gaz de cokerie alors que, comme mentionné plus haut, l'addition de vapeur peut être omise dans la majorité des cas lorsque l'on utilise un gaz brut obtenu par gazéification du charbon. Le mélange de la vapeur avec le gaz de cokerie peut être réalisé par tout procédé usuel, ce procédé n'étant pas particulièrement limitatif de l'invention. Un procédez particulièrement préférable pour llintroduction du mélange gazeux constitué par le gaz de cokerie et la vapeur dans la zone de gazéification catalytique utilise un injecteur de vapeur pour aspirer le gaz de cokerie qui est à peu près à la pression atmosphérique et pour augmenter la pression du mélange gazeux pour l'amener à une pression super-Rtmosphérique en utilisant la vapeur comme fluide moteur. De cette manière, on peut introduire doucement un gaz de cokerie à pression atmosphérique - dans la zone de gazéification même si la zone de gazéification est à pression élevée.Par exemple un mélange gazeux de gaz de cokerie et de vapeur à la température de 200 à 1 000au et à une pression de 0,2 à 3 MPa peut être obtenu en utilisant de la vapeur à une température de 200 à 1 0000C et à une pression de 0,2 d 1 0 MPa comme fluide moteur. La quantité de vapeur utilisée comme agent de gazéification présent dans la zone de gazéification selon le procédé selon l'invention dépend des performances du catalyseur de gazéification ainsi que de l'usage que lton veut faire du gaz qui sera produit. En général, on fournit la vapeur de manière à maintenir le rapport moléculaire' H20/C dans le domaine de 1 à 7 de préférence de 2 à 4. Une quantité de vapeur excédant la limite supérieure de ce domaine entraine une diminution des avantages économiques alors qu'une utilisation de vapeur infé- rieure à la limite inférieure diminue le rendement de la gazéi- fication. Dans le procédé selon la présente inven tion, le méthane, les autres hydrocarbures aliphatiques bas et les composés à haute teneur en carbone, présentes. dans le gaz brut-provenant du charbon et introduits dans la zone de gazéifi- cation, sont transformés ou gazéifiés, en présence du cats1yseurr en hydrogène, monoxyde de carbone et dioxyde de carbone par des réactions endothermiques qui requièrent de la chaleur fournie soit par un système de chauffage interne ou un système de chauf- fage externe. Un tel système de chauffage peut facilement outre obtenu en utilisant un procéda connu. Lorsque l'on utilise un système de chauffage ge interne avec addition d'un agent oxydant de manière b oxyder les composants combustibles du gaz brut, on peut utiliser comme agent oxydant un gaz contenant de l'oxygène moléculaire, tel que de l'oxygène gazeux ou de l'air. Lorsque l'on utilise comme- gaz brut du gaz de cokerie, l'apport de gaz contenant de l'o Oxygène moléculaire est commandé de telle manière que la- pression soit maintenue dans la gamme de 0,2 à 3 MPa , que la tempéra- ture soit dans un domaine de 30 à 8000C et que le rapport molécu- laire 02/C soit compris entre 0,2 et 1,0, de préférence sans dépasser 0,5. Un rapport moléculaire O2/C supérieur à la limite supérieure indiquée ci-dessus de 10 entraine une diminution des avantages économiques, alors qu 'un rapport moléculaire inférieur à la limite inférieure de 0,2 n'est pas souhaitahle parce que l'on ne peut obtenir un bilan calorifique approprié dans la réac- tion. 4 Dans le procédé selon la présente invention la température de réaction dans la zone de gazéification cataly- tique est maintenue entre 800 et 13000C, de préférence entre 900 et 1 1009C. Lorsque la température de réaction est inférieure à 8000C, le rendement de la gazéification est diminué et le fonctionnement continu de la réaction devient difficile, du fait du dépôt de carbone sur le catalyseur.On n'obtient pas d'avantage supplémentaire particulier en effectuant la réaction à une température supérieure à 1 300"C et de telles températures élevées sont désavantageuses du point de vue économique La pression dans la zone de gazéification catalytique pendant la réaction n'est pas particulièrement limi tée, mais elle dépend quelque peu du type de gaz brut qui est utilisé La pression est généralement d'au moins 0,1 MPa et de préférence dans un domaine de 0,2 d 3 MPa. De plus, la vitesse spatiale des gaz de rdactio-.l da-;ls la zone; de gazdification est maintenue géndråle- ment dans un domaine de 500 à 10 000/heure , de préférence de. 2 000 à 5 000/heures. o Le catalyseur utilisé dans le procédé selon la présente invention est un catalyseur fritté constitué' par 10 à 60% en poids d'oxyde de calcium et de 40 à 90% en poids d'oxyde d'aluminium. Des catalyseurs frittés appropriés sont décrits dans le brevet américain N03 969 542. Ce catalyseur peut contenir un ou plusieurs types de métaux alcalinotereux sons. la forme d'oxyde de strontium, d'oxyde de beryllium, d'oxyde de magnésium et analoques, mais ce qui est critique c'est que la proportion d'oxyde de silicium ne soit pas supérieure à 0,5% en poids. Ce catalysueur peut être préparé selon le procédé décrit dans le brevet américain N03 969 542 précité. Le mélange à utiliser dans la préparation du catalyseur est constitué d'une poudre réfractaire d'aluminate de calcium et d'un ou plusieurs types de composés choisis dans le groupe constitué par l'oxyde d'aluminium, l'oxyde de béryllium, l'oxyde de calcium, l'oxyde de magnésium et l'oxyde de strontium ainsi que les composés pouvant former des oxydes par chauffage chacun de ces opposés 'présentant une pureté suffisante pour assurer que la proportion d'oxyde de silicium dans le catalyseur obtenu soit de 0,5% en poids ou moins. De manière alternative, on peut utiliser une poudre réfractaire d'aluminate de calcium toute seule, mais dans les deux cas, il doit y avoir une proportion d'au moins 10% en poids d'oxyde de calcium dans le cata- lyseur obtenu.Le catalyseur est préparé en malaxant le mélange de poudre décrits ci-dessus ou la poudre réfractaire d'aluminate de calcium en ajoutant de l'eau et, de manière facultative, un liant selon les besoins ; cette opération est suivie d'un moulage et d'une calcination à une température d'environ 1 1500C ou plus. On peut en outre accélérer la réaction de gazéification des impuretés contenues en petite quantité dans le gaz brut provenant du charbon lorsque le catalyseur fritté mentionné ci-dessus essentidlement composé d'oxyde de calcium et d'oxyde d'aluminium est utilisé en combinaison avec un ca talyseur ternaire fritté d'oxyde de calcium, d'oxyde d'aluminium et de d'oxyde de nickel. Ce catalyseur ternaire est un catalyseur fritté comprenant par exemple en composition de 2 à 60% en poids d'oxyde de calcium, de 10 à 70% en poids d'oxyde d'aluminium et de 10 à 30% en poids d'oxyde de nickel comme sella est décrit dans le brevet américain N04 101 449.Ces catalyseurs peuvent être préparés par exemple en malaxant un mélange d'oxyde de nickel, d'oxyde de calcium et de ciment alumineux dans les proportions ddsirdes en ajoutant de l'eau ; cette opération est suivie d'un moulage, d'un durcissement par hydratation et d'une calcination du matériau durci à une température comprise entre 550 et 1 2000C. Il est également critique que la teneur en oxyde de silicium dans ces derniers catalyseurs soit au plus de 1% en poids. Dans le procédé selon la présente invention, le gaz brut provenant du charbon subit une oxydation partielle ou une réaction de reforming à la vapeur en présence d'un catalyseur constitué par un matériau fritté à base d'oxyde de calcium. Il en résulte que les hydrocarbures aliphatiques, tels que le méthane, l'éthane et analogues, contenus dans le gaz sont gazéifiés sous forme d'hydrogène, de monoxyde de carbone et de dioxyde de carbone. Simultanément les autres impuretés telles que la matière bitumineuse sont aussi gazéifiées, si bien que les impuretés autres que les composés sulfurés disparaissent de manière substantielle. En particulier, le catalyseur fritté constitué par de l'oxyde de calcium'et de l'oxyde d'aluminium qui a été décrit ci-dessus, est avant tout efficace pour la gazéification des fractions les plus lourdes, telles que le goudron et analogues, sans dépôt de carbone sur la surface du catalyseur, alors que le catalyseur fritté ternaire constitué par de l'oxyde de calcium, de l'oxyde d'aluminium et de l'oxyde de nickel est surtout efficace pour la gazéification des hydrocarbures iégers, tels que le méthane, l'éthane et analogues, wens dépit de carbone sur la surface du catalyseur, même en présence de composés sulfurés. La composition du produit gazeux-à la sortie de la zone de gazdification-catalytique dans le procédé selon l'invention, est déterminée par l'équilibre dans les deux réactions suivantes aussi bien que par l'activité du catalyseur CH4 +H2O 3H2 + CO (reforming du méthane) CO + H20 H2 + CO2 (décomposition du CO) La réaction de la gazéification conforme à la présente invention produit généralement un gaz riche en hydrogène à une température élevée de 800 à 1 1000C et à une pression super-atmosphérique de a,2 à, 3 MPa. Le produit gazeux est transmis à un processus ultérieur après récupération de la chaleur d'une manière connue. Des modes de réalisation préférée du pro çédé selon l'invention sont décrits ci-après en référence aux dessins et en liaison avec une description d'un procédé conven tionnel-présenté pour des raisons de comparaison. 4 La fig. 1 est un schéma montrant le dérou lement dtun procédé conventionnel de traitement d'un gaz de cokerie. Le gaz de cokerie est envoyé à partir d'un four à cokel à un condenseur 2 refroidi à l'eau, où la matière bitumineuse contenue dans le gaz en est séparée. Ensuite, le gaz passe successivement dans un refroidisseur direct 3, un compresseur 4, un séparateur de naphtalène 5, un appareil de désulfuration 6, un laveur d'ammoniac 7 et une colonne 8 d'absorption du benzène en vue d'en extraire respectivement le naphtalène, les composés sulfurés, l'ammoniac et le benzène.Le gaz de cokerié qui a été traité de cette manière est, lorsqu'il est destiné à être utilisé comme gaz pour la synthèse de l'ammoniac, comprimé dans un compresseur 9, réchauffé dans un appareil de chauffage 10, et finalement désulfuré dans l'appareil de désulfuration 17. Ensuite, après avoir été mélangé avec de la vapeur 16, le gaz de cokerie pré-traité est envoyé à travers l'appareil de gazéification 12 qui est rempli d'un catalyseur de reforming à la vapeur conventionnel et dans lequel le gaz de cokerie est gazéifié et transformé en un gaz 18 riche en hydrogène après'avoir été mélangé avec de l'air ou de l'oxygène 17 qui y a-été introduit par l'intermédiaire d'un compresseur 13 et d'un réchauffeur 14. Une chaudière de récupération 15 est prévue pour récupérer l'énergie thermique. La fig.2 est un diagramme montrant le déroulement du procédé pour le traitement de reforming d'un gaz brut provenant du charbon conformément à la présente inven tion, en utilisant un processus destiné au traitement d'un gaz de cokerie dans un appareil de gazéification à chauffage interne, ceci à titre d'exemple. Le gaz de cokerie sortant du four. à cokel est recueilli dans un tube collecteur 21, de manière à avoir approximativement une composition constante, et le gaz brut qui ne subit aucun pré-traitement est maintenu à la même température élevée qu'il avait lorsqu'il a quitté le four à coke. Après élimination des matériaux solides tels que la poussière, comme cela est nécessaire, dans un collecteur de pous sière 22 tel qu'un'séparateur cyclone, le gaz de cokerie est ensuite introduit dans l'injecteur de vapeur 24 par l'interm6- diaire de la canalisation 23.On augmente la pression du gaz de cokerie afin de l'amener à une pression super-atmosphérique dans l'injecteur 24, le gaz de cokerie étant aspiré par la vapeur à haute pression fournie par la canalisation 25 et constituant le fluide moteur, le gaz étant mélangé à la vapeur de manière à réaliser un mélange gazeux de gaz de cokerie et de vapeur. Ce mélange gazeux de gaz de cokerie et de vapeur qui vient d'etre préparé de cette manière est ensuite introduit par l'intermédiaire de la canalisation 26 dans l'appareil de gazéification 27 qui comprend une zone supérieure de combustion 27A et un lit de catalyseur 27B. On introduit de l'air ou de l'oxygène-dans l'appareil de gazéification 27 par l'intermédiaire de la conduite 30, l'air ou l'oxygène ayant été préssurisé et pré-chauffé dans le compresseur 28 et le réchauffeur 29, respectivement. Le gaz de cokerie est ensuite gazéifié en passant à travers le lit de catalyseur 27B et le produit gazeux ainsi obtenu, qui est riche en hydrogène, est extrait de l'appareil de gazéification 27dans sa partie inférieure par l'intermédiaire de la canalisation 31.Après la récupération de la chaleur dans un récupérateur de chaleur 32, le produit gazeux est extrait par l'intermédiaire du conduit 33. Ce gaz peut cependant être soumis à un traitement de désulfuration ultérieur. La fig.3 est un schéma montrant le ddrou- lement d'un mode de réalisation du procédé selon l'invention destiné au traitement d'un gaz brut obtenu par la gazéification de charbon en utilisant un appareil de gazéification de charbon 34 tubulaire à chauffage extérieur. Le gaz brut provenant de l'appareil de gazéification du charbon, qui est maintenu à la même haute température qu'il avait lorqu'il a quitté l'appareil de gazéification 34 est introduit dans un deuxième appareil de gazéification à chauffage extérieur 37 après avoir été soumis à une extractiton des poussières dans un collecteur de poussière 36 installé sur la canalisation 35. le gaz brut passe ensuite à travers le tube de catalyseur 39 qui est rempli par le catalyseur 38.Ce tube de catalyseur 39 est réalisé en un matériau résistant à la chaleur et il est chauffé de manière externe, de manière à fournir une quantité de chaleur suffisante pour provoquer la réaction. La canalisation 40 est prévue pour fournir le combustible utilisé pour le chauffage externe. du tube de catalyseur 39. Le produit gazeux enrichi en hydrogène, qui est obtenu par le traitement de contact avec le catalyseur 38, est envoyé dans un récupérateur de chaleur 42 par l'intermédiaire'd'une canalisation 41, la chaleur perdue est récupérée et le produit gazeux est ensuite extrait par l'intermédiaire de la canalisation 43. Le schéma de la fig.3 comporte un conduit 44 pour le second appareil de gazéification, un système de récupération de la chaleur 45 pour le second appareil de gazéification, un ventilateur 46 et un collecteur d'échappement 47. Comme cela a été décrit ci-dessus, un gaz brut provenant du charbon et obtenu directement à partir d'un processus de gazéification du charbon est gazéifié, conformément au procédé selon la présente invention, sans effectuer de purification du gaz brut en vue de l'élimination effective des impuretés (sous-produits) et c"est pourquoi il est maintenu à la même température élevée qu'il avait lorsqu'il a quitté l'appareil de gazéification du charbon 34. Dans ce procédé, en particulier, le gaz brut provenant de l'appareil de gazéification du charbon à haute température n'est pas refroidi ou réfrigéré, si bien qu'il n'y a pas besoin de réchauffer le gaz pour sa gazéifiCation catalytique ultérieure. Pour cette raison, le rendement thermique du procédé selon la présente invention est excellent, et le procédé est fortement simplifié, si bien que l'investissement nécessaire pour l'équipement utilisé pour le traitement des gaz bruts dérivés du charbon est beaucoup plus faible par rapport aux procédés conventionnels. De plus, le produit gazeux est à une température élevée après gazéification et il peut être soumis sans difficulté à une récupération de chaleur par les moyens usuels, si bien que l'on obtient un rendement thermique satisfaisant. En outre, dans les procédés de. -l'art antérieur dans lesquels on utilisait un gaz de cokerie comme gaz brut initial, il existait le problème que la consommation de puissance en aval du processus de reforming était augmentée de manière inacceptable dans le cas où on avait besoin de hautes pressions, du fait de l'augmentation de volume causée par la gazéification. Le problème peut être atténué en installant un injecteur de vapeur avant la zone de gazéification comme cela est fait dans le procédé selon la présente invention.La vapeur nécessaire pour la gazéification est introduite dans la zone de gazéification de manière à constituer le fluide moteur de l'in- jecteur en vue du mélange avec le gaz de cokerie, cet apport de vapeur crée également une pressurisation du gaz de cokerie à une pression suffisamment élevée, si bien que le gaz de cokerie et la vapeur sont envoyés dans la zone de gazéification dans des conditions de haute pression. De plus, le dispositif d'injection de vapeur permet d'améliorer la réaction de gazéification à haute pression, si bien que le rendement du catalyseur est augmenté et l'on peut ainsi réduire la quantité de catalyseur dans le réacteur. Le gaz enrichi en hydrogène produit selon la présente invention, convient à l'utilisation en tant que gaz de-synthèse pour l'ammoniac ou-l'alcool méthylique, comme gaz hydrogène et/ou comme gaz réactif de démarrage pour ce que j'on appeile les procédés de synthèse de la chimie des composés à un atome de carbone, aussi bien que comme gaz combustible. La présente invention est décrite en détail ci-après au moyen d'exemples illustratifs. EXEMPLE 1 On a soumis un gaz de cokerie au traitement de reforming selon la présente invention, conformément au pro-. cessus décrit par le schéma de la fig.2. Le gaz de cokerie a été produit dans le four à coke 20 et a été collecté dans le tube collecteur 2-à un débit de 108 770 Nn3/heure en ce qui concerne le volume du gaz sec. Le gaz de cokerie était à une température de 700"C et à pression atmosphérique .La composi tion du gaz exprimée en débit horaire, en kg/h pour chacune des composants était la suivante Composants Débit horaire (kg/h) Méthane 23 430 Ethane 3 640 Doxyde de carbone 5 940 Monoxyde-de carbone 9 250 Hydrogène 5 210 Azote 1 570 Oxygène 600 Hydrogène sulfuré 320 Ammoniac 870 Acide cyanhydrique 190 Frs.=Mitns de benzène, toluène et xylène 4 000 Naphtalène 150 Matière bitumineuse 12 000 Soufre organique 10 Monoxyde d'azote (2 p.p.m.) TOTAL 67 180 kg/h Le gaz de cokerie a été introduit dans le collecteur de poussibre 22 afin d' xtraire la poussière contenue dans le gaz et il a été ensuite entraîné par l'intermédiaire de la conduite 23 dans l'injecteur de vapeur 24 qui était constitua parun injecteur à deux étages. On a introduit 122 tonnes/h de vapeur à la température de 7000C dans l'injecteur de vapeur. La vapeur a été fournie en deux parties, la première partie étant de 61 tonnes/h à une pression de 25kg/cm2 G. pour le premier étage, et la seconde partie étant de 61 tonnes/h à une pression de 6 MPa pour le second étage. La pression du mélange gazeux qui a été introduit dans l'appareil de gazéification 27 par l'intermédiaire de la conduite 26 était de 0,5 MPa à la sortie de l'injecteur 24. De l'oxygène gazeux a été introduit dans l'appareil de gazéification 27 par l'ir.termédiaire de la conduite 30. avec un débit de 31 000 Nm3/h après avoir été préssurisé dans le-compresseur 28 à une pression d'environ 0,6 'MPa et après avoir été chauffé dans le réchauffeur 29 à une température de 2380C.La réaction de gazéification a été réalisée dans l'appareil de gazéification 27 à une température d'environ 9800C dans les conditions indiquées ci-aprds a) Pression : 0,5 MPa b) catalyseur : on a utilisé deux types de catalyseurs frittés,l'un constitué de 50% en poids d'oxyde de calcium et de 50% en poids' d'oxyde d'aluminium, et l'autre constitué par 42,5% en poids d'oxyde de calcium, 42,5% en poids d'oxyde d'aluminium et 15% en poids d'oxyde de nickel ; ces deux catalyseurs ont été utilisés en quantité égale pour rem- plir le lit de catalyseur 27B du réacteur sous forme de deux couches séparés. Le volume du catalyseur était de 150 m pour une vitesse spatiale de 2 500/h. c) rapport H20/C ; 2,0. d) rapport 02/C : 0,42 e) vitesse spatiale : 2 500/h à la sortie de l'appareil de gazéification 27. La composition du produit gazeux ainsi obtenu a été la suivante : Volume du gaz (gaz sec) 245 680 Nm /h Composant Proportion % un moles Hydrogène 68,6 % moles Monoxyde de carbone 21,0 % Dioxyde de carbone 9,2 % Méthane 0,1 % Azote 0,8 % Hydrogène sulfuré 0,1 % Argon 0,2 % Teneur en eau 129 520 Nm /h Afin de récupérer de manière efficace la chaleur du gaz de sortie qui était à une température de 900 C, cette chaleur a été utilisée dans le récupérateur de chaleur 32 pour produire de la vapeur avec un débit supérieur au débit de la vapeur fournie à l'injecteur.L'opération de gazéification a été poursuivie de la manière décrite ci-dessus pendant environ 4 500 heures sans qu'il ne se produise aucune contamination significative du catalyseur dans le lit de catalysation par dép8t de carbone. EXEMPLE 2 La réaction de gazéification a été réalisée substantiellement de la même manière, c'est à dire avec le même gaz de cokerie dans les mêmes conditions de réaction conformes au schéma de la fig.2 comme décrit dans l'exemple 1, à l'excep-. tion que le lit de catalyseur a été formé d'une seule couche de 70 m' du catalyseur fritté constitué d'oxyde de calcium et d'o xyde d'aluminium utilisez dans l'exemple 1, au lieu du lit de catalyseur à deux couches et que le débit d'oxygène soufflé dans l'appareil de gazéification 27 à travers la canalisation 23 était de 23 000 Nm3/h. La composition du gaz de sortie extrait de l'appareil de gazéification était comme indiqué ci-dessous.. On n'a pas observé de contamination significative du lit de catalysation par dépôt de carbone dans ce cas comme dans le cas de l'exemple 1, même après un fonctionnement continu extensif de la réaction. Caz de sortie : 0,5 MPa de pression à 1010 C Composants Proportion % en moles hydrogène 62,2 % Monoxyde de carbone 17,1 % Dioxyde de carbone 10,3 % Méthane 9,2 % Azote 1,0 % Hydrogène sulfuré 0,1 % Argon r 0,1 % Teneur en eau 134 040 Nm /h. EXEMPLE 3 On a mélangé du gaz ayant la même composition et avec le même débit que décrit dans l'exemple 1 avec de la vapeur et on l'a traité dans un appareil de gazéification tubulaire à chauffage externe ayant une capacité de chauffage de 0,6239 10 J . L'appareil de gazéification tubulaire à chauffage externe était rempli du même catalyseur que celui utilisé dans l'exemple 1 et la quantité de vapeur ajoutée était également la même que comme décrit dans l'exemple 1. La composition du gaz de sortie ainsi obtenu à partir de l'appareil de gazéification tubulaire à chauffage externe a été analysée et les résultats obtenus sont indiqués plus bas. On n'a remarqué aucun dépôt significatif de carbone scr le catalyseur dans ce cas, même après eniroi 4 000 heures de fonctionnement continu. Gaz de sortie : 9,5 MPa de pression à 9009C Volume du gaz (gaz sec) : 294 300 Nm3/h Composants Proportion % en moles Hydrogène 74,0 Monoxyde de carbone 17,6 Dioxyde de carbone 6,7 Méthane 1,0 zozote 0,6 Hydrogène sulfuré 0,1 Argon Teneur en eau 112 230 Nm3/h EXEMPLE 4 On a utilisé un appareil de gazéification catalytique du type à chauffage interne ayant une structure semblable à celle de l'appareil de gazéification décrit dans le schéma de la fig.2 et on a traité le gaz obtenu par gazéification du charbon dans cet appareil de gazéification par le procédé d'oxydation partielle. Le.catalyseur utilisé dans l'appareil de gazéification catalytique était le même que celui décrit dans l'exemple 1.Le gaz brut extrait de'l'appareil de gazéification du charbon était à une température de 400 OC et à une pression de 2 MPa et son débit était de 172 030 Nm3/h, ce débit étant calculé en volume de gaz sec. La composition du gaz brut était comme indiqué ci-dessous en débit horaire pour chacun de ses composants. Méthane 14 880 kg/h Ethane 2 150 Dioxyde de carbone 96 650 Monoxyde de carbone 43 440 Hydrogène 5 820 Azote 860 Hydrogène sulfuré 290 Matière bitumineuse et phénols 9 570 TOTAL 173 660 kg/h Teneur en eau 157 650 Nm3/h Le gaz décrit ci-dessus produit par gazéification du charbon a été introduit dans un appareil de gazéification catalytique par l'.intermédiaire d'un collecteur de poussière et a été gazéifié dans l'appareil de gazéification avec introduction simultanée d'oxygène chauffé à .2380C avec un doit de 33 000 -Nm3/h. De cette manière, on a obtenu un gaz de sortie à une température de 9000C à une pression de ' 2,5 MPa Sa composition était celle indiqué plus bas. On n'a pas observé de dépit significatif de carbone sur le catalyseur même après un fonctionnement continu d'environ 4 000 h. Volume du gaz (gaz sec) 227 100 Nm3/h Composants Proportion % en moles Hydrogène 44,9 Monoxyde de carbone 22,4 Dioxyde de carbone 26,5 Méthane 0,5 Azote 0,4 Hydrogène sulfuré 0,1 Argon 0,2 Teneur en eau 137 180 Nm3/h. REVENDICATIONS 10) Procédé de reforming catalytique à la vapeur en continu, destiné à la préparation d'un gaz riche en hydrogène à partir d'un gaz brut provenant du charbon, ledit gaz brut contenant de 6 à 30% en volume de méthane et étant à une température de 300 à 9000C et à une pression comprise entre la pression atmosphérique et une pression de 10 MPa - -, ledit procédé étant caractérisé en ce qu'il comprend les étapes de :: - introduction dudit gaz brut dans une zone de gazdification catalytique à reforming à la vapeur, ledit gaz brut-étant maintenu de manière continue à ladite haute tempdrature-sans être soumis à un traitement de refroidissement pour la séparation et l'extraction de composés carbonés gazeux à haut poids moléculaire contenus dans ledit gaz brut ni -à un traitement pour l'extraction d'autres impuretés gazeuses dudit gaz brut ;; - mise en contact dudit gaz brut dans ladite zone de gazéification en présence de vapeur qui agit en tant qu'agent de gazéification, avec un catalyseur fritté constitué essentiellement de 10 à 608 en poids d'oxyde de calcium et de 40 à 908 en poids d'oxyde d'aluminium, ayant une teneur en oxyde de silicium au plus égale å 0,5% en poids, à une température comprise entre 800 à 1 3000C, de manière à réa- liser une réaction de reforming å la vapeur pour transformer le W.Sthane, les hydrocarbures bas et les composés carbonés à haut:: poids moléculaire contenus dans ledit gaz brut en hydrogène, monoxyde de carbone et dioxyde de carbone ; - récupération d'un gaz riche en hydrogène à partir de ladite zone de gazéification, ledit gaz étant substantiellement libéré des impuretés initiales autres que les composés sulfurés, de telle manière que ledit catalyseur reste essentiellement libre de dép8t de carbone. 20) Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ledit gaz brut provenant du charbon est du gaz de cokerie ou du gaz produit par gazéification du charbon. 30) Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la vitesse spatiale dudit gaz brut introduit dans ladite zone de gazéification est de l'ordre de 500 à 10000 / h. 40) Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ledit gaz brut est également mis en contact, en présence de ladite vapeur, avec un deuxième catalyseur fritté constitu6ressentiellement de 20 à 60% en poids d'oxyde de calcium, de 10 à 70% en poids d'oxyde d'aluminium et de 10 à 30% en poids d'oxyde de nickel, et contenant au plus 1% en poids d'oxyde de silicium. 50 > Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce qu'un injecteur de vapeur est disposé en communication avec ladite zone de gazzification, en ce que le dit gaz brut est introduit dans ledit injecteur de vapeur et en ce que la pression dudit gaz brut est augmentée par un f-lux de vapeur comprenant le fluide moteur dudit injecteur de vapeur, un mélange gazeux consistant essentiellement dudit gaz brut et de ladite vapeur étant'introduit sous pression à cet endroit dans ladite zone de gazéification, ladite vapeur constituant l'agent de gazéification 6 ) Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la quantité de ladite vapeur utI1ise RD tant qu'agent de gazéification est suffisante pour fournir un rapport moléculaire de l'eau totale par rapport au carbone dans ledit gaz brut (H20/C) compris entre 7 et 7. 70) Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que ladite zone de gazéification est à chauffage interne. 80') Procédé selon la revendication t, caractérisé en ce que la pression de réaction dans ladite zone de gazéification est d'au moins 0,1 MPa 9") Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la zone de gazéification est à chauffage externe. 10 ) Procédé selon la revendication 5, caractérisé en ce que ledit gaz brut est du gaz de cokerie obtenu à partir d'un four à coke immédiatement avant d'être introduit dans ledit injecteur de vapeur. 110) Procédé selon la revendication 10, caractérisé en ce que l'on injecte dugaz contenant de l'oxygène dans ladite zone de gazéification simultanément avec ledit mélange gazeux, ledit gaz contenant-de l'oxygène étant à une pression comprise entre 0,2 et 3 MPa et à une température de 30 à 8OOâC, de telle manière que le rapport moléculaire de l'oxygène au carbone dans ledit mélange gazeux est compris entre 0,2 et 1,0. 12 ) Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 et 10, caractérisé en ce que ledit catalyseur contientunou plusieurs métaux alcalino-ferreux.