La présente invention concerne un procédé de production d'un gaz de distribution synthétique susceptible de remplacer le gaz naturel ou de s'ajouter à celui-ci. Elle concerne particulièrement un procédé dans lequel des combustibles fossiles de faible prix, tels que du brut, des résidus de distillation des huiles de pétrole, du charbon bitumineux, des produits de carbonisation, de la lignite et des schistes bitumineux sont utilisés pour la production du gaz synsthétique. Il est bien connu que le gaz naturel manque de plus en plus aux Etats-Unis d'Amérique et que les sources de gaz naturel sont limitées d'une façon générale, dans le monde entier en comparaison des réserves plus abondantes d'huiles de pétroles liquides, de charbon et de schistes bitumineux. Le gaz naturel qui peut être distribué aux consommateurs domestiques, commerciaux et industriels, est caractérisé par des pouvoirs calorifiques compris entre 8010 et 9780 kcal/m3 et par une teneur en methane élevée qui, normalement, est de 80% en volume ou plus élevée. Un tel gaz naturel contient aussi souvent de l'éthane et parfois de l'azote.Lorsque la teneur en azote est élevée, on peut laisser dans le gaz le propane et le butane en plus de l'éthane afin de compenser l'effet de dilution de l'azote. Divers composés du soufre, l'anhydride carbonique et des hydrocarbures plus élevés sont éliminés normalement du gaz naturel avant sa distribution, car ils ont un effet nuisible sur son transport, sa distribution et son utilisation. En conséquence, un gaz destiné à remplacer ou à compléter le gaz naturel doit contenir, en grande proportion, du méthane et une certaine quantité d'éthane, mais seulement une quantité minimale des autres éléments. La composition élémentaire d'un gaz de remplacement ou de complément approprié du gaz naturel est d'environ 359 en poids d'hydrogène et 75% en poids de carbone. On éprouve des difficultés sérieuses pour la production d'un gaz de remplacement ou de complément du gaz naturel à partir d'huiles de pétrole, de charbon ou de schiste bitumineux car ces combustibles fossiles contiennent de l'hy- drogène et du carbone suivant un rapport en poids très inférieur à 1/3, de plus le charbon et les schistes bitumineux contiennent des quantités importantes d'éléments minéraux indésirables. Par suite du manque d'hydrogène, lorsqu'on veut fabriquer un gaz de distribution synthétique approprié à partir d'un combustible fossile liquide ou solide, sa fabrication doit comporter soit une addition d'hydrogène soit une élimination de carbone. L'élimination du carbone est considérée en général comme étant peu économique.Les procédés classiques de formation d'un gaz de remplacement ou de complément du gaz naturel impliquent, de ce fait, une hydrogénation directe du combustible fossile à l'aide d'une source d'hydrogène extérieure. En variante, une hydrogénation indirecte du combustible fossile peut être effectuée par la réaction du combustible fossile avec de la vapeur d'eau de manière à former d'abord de l'hydrogène et de l'oxyde de carbone, puis ensuite par une recombinaison de ces gaz de former du méthane par un processus catalytique. Les matières premières idéales pour la production d'un gaz de distribution synthétique approprié sont les fractions paraffiniques de pétrole à faible point d'ébullition car leur teneur en hydrogène est relativement élevée et, normalement, elles ne contiennent que de faibles quantités de soufre ou d'autres éléments indésirables. Les produits pétroliers commerciaux qui comprennent ces fractions avantageuses sont le gaz de pétrole liquéfié, le naphta, l'essence naturelle et le kérosène. Le principal inconvénient de ces matières, lorsqu'elles sont utilisées comme matières premières pour la production du gaz de distribution synthétique, est le fait qu'elles sont trop coûteuses. Par exemple, de tels produits pétroliers coûtent en gros 1 franc pour 50 000 kilo calories de pouvoir calorifique. Au contraire, le gaz naturel transporté par pipeline coûte habituellement 0,30 à 0,60 franc pour 50 000 kilo calories. il est évident que, du point de vue économique et compétitif, il est impossible de fabriquer du gaz de distribution synthétique à partir de ces fractions paraffiniques de pétrole à faible point d'ébullition, de prix élevé. Un autre inconvénient pratique à l'utilisation de ces matières premières est simplement le fait qu'elles ne sont pas disponibles dans les quantités considérables qui sont nécessaires pour compléter ou remplacer les réserves décroissantes de gaz naturel dans le monde entier car, en particulier aux Etatx-Unis, ce sont les matières premières qui sont utilisées pour la fabrication des carburants destinés aux moteurs.Toutefois, comme exception à ce qui précède, l'Surope Occidentale dispose de quantités importantes de naphta de faible prix, et on connaît des procédés industriels qui permettent la conversion des naphta en gaz de remplacement du gaz naturel. Du fait du risque de manque de gaz naturel dans l'avenir et du fait de l'impossibilité écomique qu'il y a à utiliser des fractions.paraffiniques de pétrole à faible point d'ébullition, on s'est occupé de plus en plus récemment et en particulier aux Etats-unis, de la fabrication de gaz synthétique de distribution à partir de matières premières de prix relativement faible, telles que le charbon bitumineux, la lignite, le schiste bitumineux, le brut de qualité médiocre et les résidus de distillation des huiles combustibles.De telles matières premières coûtent en général de 0,10 à 0,50 franc environ les 50 000 kilocalories, de sorte qu'on peut imaginer qu'avec un procédé extremement efficace et ne nécessitant que de faibles investissements, il soit possible de produire un gaz de distribution synthétique compétitif par rapport au prix du-gaz de distribution naturel. Comme on l'a indiqué précédemment, ces combustibles de faible prix sont difficiles à gazéifier du fait de leur faible teneur en hydrogène et du fait qu'ils contiennent des éléments indésirables en grand nombre et en quantités imprévisibles. Par exemple, la teneur de ces matières premières en soufre est en général élevée, de sorte que leur catalyse est difficile car la pluplart des catalyseurs d'hydrogénation sont empoisonnés facilement par les composés du soufre. De plus, les huiles de pétrole de faible prix contiennent souvent du vanadium et d'autres composés métalliques en quantités tellement importantes que l'application de teçhniques d'hydrogénation catalytique existantes devient impossible en pratique. De plus encore, la tendance de ces charges de départ à base de pétrole de faible prix, à provoquer des dépôts de coke et à former d'autres matières qui s'opposent au fonctionnement continu des réacteurs de gazéification nécessite en général la mise en oeuvre de lits fluidisés ou de lits en mouvement de matières de support solides qui éliminent les dépôts de coke, de brai, etc., de la zone de gazéification et les transportent dans une zone de régénaration où ils peuvent être éliminés. Par suite des difficultés décrites ci-dessus et des inconvénients que comporte l'utilisation de charges de départ de faible prix pour la production d 'un gaz de distribu tion synthétique approprié, presque tous les procédés industriels destinés à la production d'un tel gaz, tels que 1-e procédé britannique "Gas Council's Catalytic Rich Gas (CRG) et le "Gas Recycle Hydrogenatorn (GRH), impliquent l'utilisation de distillats de pétrole, tels que le naphta. Les procédés industriels connus destinés à la production du gaz de distribution synthétique sont très limités et normalement ne peuvent entre utilisés qu'avec des catégories particulières de combustible. Souvent, ils ne peuvent être utilisés qu'avec un type particulier de combustible entrant dans une catégorie particulière.De ce fait, lorsqu'il se produit une modification des conditions économiques, il n'est pas possible de modifier la charge de départ du procédé. En conséquence, la présente invention concerne un procédé de production d'un gaz de distribution synthétique de qualité, à partir d'huiles de pétrole de qualité médiocre seules, ou à partir à la fois d'huiles de pétrole et de combustibles carbonés solides, dans lequel de nombreux inconvénients des procédés antérieurs sont sensiblement évités. La présente invention concerne également un procédé de production d'un gaz de distribution synthétique à partir d'une gamme étendue de combustibles fossiles, comprenant les huiles de pétrole de faible prix telles que l'huile brute de qualité médiocre et le fuel de soute "C" ou fuel lourd ou à partir de telles huiles de pétrole de faible prix, plus des combustibles fossiles solides, tels que le charbon bitumineux, les produits de carbonisation, la lignite ou les schistes bitumineux, suivant une plage étendue de proportions entre les combustibles liquides et solides. Le procédé thermique très efficace selon l'invention permet également la production, à partir de combustibles fossiles, d'un gaz de distribution synthétique dont le pouvoir calorifique est aussi élevé que celui du gaz naturel. Le procédé selon l'invention permet la production d'un gaz de distribution synthétique à partir de combustibles fossiles liquides de faible prix. La production de l'hydrogène utilisé pour la formation d'un gaz à forte teneur en méthane fait partie intégrante de l'ensemble du procédé, par exemple à partir de résidus carbonés ou de coke restant après la formation du produit gazeux de sorte qu'en même temps, l'utilisation d'oxygène est réduite, tandis que la formation de méthane supplémentaire est maximale. Le procédé selon l'invention permet la production d'un gaz de distribution synthétique, de pouvoir calorifique élevé, à partir de combustibles fossiles extrêmement divers, tout en évitant les limitations thermodynamiques imposées par la méthanation catalytique au cours de l'opération finale du traitement. L'invention concerne un procédé de production d'un gaz de distribution synthétique à partir de combustibles fossiles liquides ou de combustibles fossiles liquides et solides, dans lequel les zones de gazéification à l'hydrogène et de gazéification sont complètement séparées, la vapeur d'eau et l'oxygène ou la vapeur d'eau et l'air et les combustibles fossiles n'étant introduits que dans la zone de gazéification afin de réduire la teneur en composés contenant de l'oxygène, tels que l'anhydride carbonique, l'oxyde de carbone et la vapeur d'eau dans le produit gazeux brut. Le procédé selon l'invention permet également d'éviter l'utilisation de catalyseurs dans la zone de gazéification, pendant la production du gaz synthétique, de sorte qu'il est possible d'utiliser une gamme étendue de charges de combustibles fossiles liquides et solides sans tenir compte des effets nuisibles que peuvent avoir les composés du soufre et de l'azote, le dépit du coke et les substances minérales contaminant les catalyseurs. En outre la formation de sous-produits et la perte de matières carbonées sont réduites dans le procédé selon l'invention. Ces résultats sont obtenus par un procédé de production d'un gaz de distribution synthétique, de teneur élevée en méthane, à partir de combustibles fossiles fluides comprenant des huiles de pétrole de basse qualité seules et à partir d'une combinaison de combustibles fossiles fluides et de combustibles fossiles solides, comprenant le charbon bitumineux, les produits de carbonisation, la lignite et le schiste bitumineux. le procédé consiste à introduire le combustible fossile fluide et un gaz riche en hydrogène dans la chambre d'un gazéificateur à l'hydrogène qui est maintenu à une pression manométrique d'environ 35 à 140 bars et à une température d'environ 590 à 8700C. Le combustible fossile fluide est transformé dans le gazéificateur à hydrogène en gaz à teneur élevée en méthane, en hydrocarbures aromatiques normalement liquides et en un résidu carboné solide. On fait passer des matières solides pulvérisées dans le gazéificateur à hydrogène et dans une chambre de gazéification maintenue à une pression manométrique d'environ 35 à 140 bars et à une température d'environ 815 à 11500C, afin d'éliminer le résidu carboné ou le coke formé dans le gazéificateur à l'hydrogène par la réaction du combustible fossile fluide.Un mélange gazeux est formé dans le gazéificateur à hydrogène par la réaction avec de la vapeur d'eau et de l'oxygène ou avec de la vapeur d'eau ou de l'air. Le résidu carboné ou coke formé dans le gazéificateur à hydrogène peut être complété par l'introduction dans le gazéificateur de combustible fossile comprenant du charbon bitumineux, des produits de carbonisation, de la lignite, ou du schiste bitumineux afin de produire une plus grande quantité de mélange gazeux. Ce mélange est transformé ensuite en gaz riche en hydrogène, soit directement par une réaction de déplacement de l'oxyde de carbone (lorsqu'on utilise dans le gazéificateur de la vapeur d'eau et de l'oxygène), soit indirectement par le procédé à la vapeur d'eau et au fer (lorsqu'on utilise dans le gazéificateur de la vapeur d'eau et de l'air).Dans le procédé à la vapeur d'eau et au fer, la mélange gazeux constitue l'agent de réduction des oxydes de fer qui sont formés au moment où la vapeur d'eau ajoutée est transformée en hydrogène sur les oxydes de fer réduits. Le gaz riche en hydrogène est purifié. Il comprend principalement de l'hydrogène seul dans le cas du procédé à la vapeur d'eau et au fer, ou bien une combinaison d'hydrogène et de méthane dans le cas du procédé de déplacement de l'oxyde de carbone. Le gaz riche en hydrogène est introduit ensuite dans le gazéificateur à hydrogène afin de former le gaz à teneur élevée en méthane. Tout ou partie des matières solides qui quittent le gazéificateur sont remises en circulation vers le générateur de gaz à l'hydrogène. A titre d'exemple, on a décrit ci-après et représenté aux dessins annexés plusieurs modes d'exécution du procédé suivant l'invention. La figure 1 est un schéma synoptique simplifié illustrant un premier mode d'exécution du procédé selon l'in vention, sous une forme particulièrement simplifiée. La figure 2 est une vue schématique illustrant le procédé de la figure 1 de façon plus détaillée. La figure 3 est une vue schématique illustrant un mode d'exécution particulier de l'invention. La figure 4 est une autre vue schématique représentant un autre mode de réalisation particulier de l'invention. La figure 5 est une vue schématique semblable à la figure 2, représentant un autre mode d'exécution de ltinven- tion. La figure 1 est un schéma synoptique d'un premiermode d'exécution du procédé de l'invention. Le récipient 10 d'un gazéificateur à hydrogène est destiné à la conversion d'un combustible fossile, normalement liquide, tel qu'un distillat, du brut, ou des résidus de distillation du pétrole en un gaz de distribution synthétique approprié. Le récipient est maintenu, de préférence, à une pression manométrique d'environ 35 bars ou plus, mais il n'a pas besoin d'être maintenu à une pression supérieure à 140 bars. La température dans le récipient 10 est maintenue à une valeur comprise entre 590 et 8700 environ, et de préférence entre 815 et 11500C. Des matières solides en circulation sont introduites dans le gazéificateur 10 par une force motrice appropriée fournie de préférence par une partie du gaz riche en hydrogène. il est avantageux que le lit de matières solides soit maintenu fluidisé dans le gazéificateur 10 par un ou plusieurs courants de gaz riche en hydrogène qui, de préférence, pénètrent par la partie basse du gazéificateur 10. Ce gaz est utilisé comme réactif dans le gazéificateur pour la formation du gaz à teneur élevée en méthane. Les matières solides pulvérisées en circulation dans le gazéificateur 10 comprennent, de préférence, soit des matières réfractaires telles que de l'alumine, de la silice ou de la magnésie, soit des matières solides usées produites au cours de la gazéification du charbon bitumineux, de la lignite ou du schiste brut bitumineux, par un procédé qui sera décrit plus en détail ci-après. Les matières solides qui circulent dans le générateur 10 remplissent une double fonction. D'abord, elles constituent un agent de transmission de la chaleur, et secondement elles constituent un agent déplaçant le résidu car boné déposé ou coke, du gazéificateur 10 vers le récipient 12 du gazéificateur. Le gaz riche en hydrogène introduit dans le gazéificateur à hydrogène 10 doit contenir moins de 10ciao en volume d'un diluant indésirable,tel que l'azote, l'anhydride carbonique et l'oxyde de carbone. De préférence, la teneur en diluants indésirables est maintenue à moins de 5 en volume. La teneur en azote du gaz riche en hydrogène dépend principalement de la teneur en azote de l'oxygène introduit dans le récipient 12, bien qu'une certaine quantité d'azote soit produite à partir du combustible fossile solide introduit dans celui-ci. Cependant, le gaz riche en hydrogène peut contenir des proportions relativement importantes de méthane, sans aucun effet nuisible. Des quantités importantes de vapeur d'eau doivent cependant être évitées dans le gaz riche en hydrogène. Lorsque le récipient 10 du gazéificateur à hydrogène est maintenu aux conditions indiquées, la charge d'huile de pétrole est transformée en un mélange gazeux, de teneur élevée en méthane, qui contient également des hydrocarbures aromatiques allant du benzène à des hydrocarbures polycycliques à point d'ébullition élevé, et du coke. Le rapport entre la quantité d'hydrogène dans le gaz riche qui pénètre dans le gazéificateur 10 et la charge de pétrole détermine la distribution du produit, c'est-à-dire que plus le rapport de l'hydrogène à la charge de pétrole est élevé, plus grande est la quantité de gaz formé et moindre est celle de coke, tandis que lorsque le rapport du carbone à l'hydrogène de la charge de pétrole est ac crd, une quantité moindre de gaz et une quantité supérieure de coke sont formées.La formation d'hydrocarbures aromatiques liquides est moins sensible aux caractéristiques de la charge de pétrole et aux conditions de fonctionnement. En générai, elle est comprise entre 5 et 2070 en poids de la charge de départ. Des pressions et des températures plus élevées et un rapport d'hydrogène à la charge de pétrole plus élevé dans le gazéificateur 10, réduisent toute la quantité de produit liquide formé dans ce dernier. Il est avantageux que le rapport du gaz riche à la charge de pétrole soit d'environ 30 à 80% des quantités stoéchiométriques nécessaires pour la conversion de la charge de pétrole en méthane. Avec des fractions de distillat de pé trole extrêmement réactives, telles que le naphta, le kérosène, le gas-oil, etc., le rapport de l'hydrogène à la charge de pétrole peut atteinre 100 des quantités stoéchiométriques nécessaires pour la formation du méthane.La partie basse de la gamme du taux de gaz riche au pétrole est utilisée lorsque la totalité de l'hydrogène est produite à partir de coke ou de résidus carbonés déposés dans le gazéificateur à hydrogène, tandis que la partie haute de la gamme est utilisée lorsque la plus grande partie de l'hydrogène est produite à partir d'une source extérieure de matière carbonée, telle que du charbon ou du schiste bitumineux. lorsqu'on se rapproche de 1006/o de la quantité stoéchiométrique d'hydrogène avec des résidus et des bruts de faible qualité moins réactifs, des quantités de plus en plus importantes d'hydrogène n'ayant pas réagi quittent le gazéificateur à hydrogène 10 avec le produit gazeux, de sorte qu'il est impossible en pratique de produire un gaz de pouvoir calorifique voulu de 8010 à 9780 kcal/m3 à partir de telles charges de départ, avec des rapports très élevés de l'hydrogène à la charge d'huile. Comme on l'a indiqué précédemment, les matières solides en circulation passent de préférence par gravité du gazéificateur à hydrogène 10 au gazéificateur 12 à vapeur d'eau et à oxygène. Le récipient 12 est maintenu à une température d'environ 815 à 11500, de préférence de 870 à 10400C, pendant que la pression y est maintenue à un niveau qui équivaut à la pression dans le gazéicateur 10. De la vapeur d'eau et de l'oxygène sont introduits dans le récipient 12 afin de transformer le carbone qu'il contient en un gaz de synthèse contenant de l'hydrogène, de l'oxyde de carbone et de l'anhydride carbonique. les réactions qui s'effectuent dans le gazéificateur 12 sont les suivantes Du fait que la réaction (1) est extrêmement endothermique, de l'oxygène est introduit dans le gazéificateur 12 de manière à transformer une partie du carbone que contient le récipient 12 par les réactions exothermiques (3) et (4) afin de former de l'anhydride carbonique et de l'oxyde de carbone. La réaction (2) est une réaction en phase gazeuse qui se rapproche étroitement d'un équilibre chimique. Lorsque le gazéificateur 12 est maintenu aux conditions indiquées et lorsqu'on produit une fluidisation vigoureuse et un mélange à contre-courant des matières solides en circulation qui passent dans le gazéificateur 12 et des courants de vapeur d'eau et d'oxygène d'arrivée, on forme des quantités importantes de méthane dans le récipient 12. Bien que le mécanisme particulier de la formation du méthane ne soit pas connu complètement, la quantité de méthane formée dans ces conditions est considérée comme étant très supérieure à celle qui peut entre prévue par l'équilibre thermodynamique de la réaction classique de méthanation On estime que le niveau élevé de formation du méthane résulte d'une activation continue de la matière carbonée par une conversion partielle de celle-ci par la vapeur d'eau et l'oxygène.La formation élevée de méthane est utile car elle réduit la consommation d'oxygène coûteux, au moins de deux manières. D'abord, une chaleur moindre doit être produite par la réaction d'oxydation car la formation du méthane est exothermique et, secondement le carbone qui est gazéifié sous la forme de méthane n'a pas besoin d'être gazéifié par la réaction de décomposition endothermique de la valeur (1). Le gaz de synthèse formé dans le gazéificateur 12 passe dans le réacteur 14 de déplacement de l'oxyde de carbone. Le gaz de synthèse subit la réaction de déplacement bien connue de l'oxyde de carbone ou réaction de déplacement du gaz à l'eau dans laquelle la vapeur transforme l'oxyde de carbone du gaz de synthèse en anhydride carbonique et en hydrogène, sur un catalyseur approprié. La température du réacteur par déplacement, i4, est maintenue de 290 à 4000C environ avec des catalyseurs fer-chrome types. Après son passage dans le réacteur 14, le mélange gazeux çi ntent alors principalement de l'hydrogène, du méthane, de l'anhydride carbonique et de l'eau gazeuse, passe dans une installation de purification et de refroidissement 16 où l'anhy- dride carbonique et l'eau sont éliminés par séparation, de manière à former le gaz riche en hydrogène, contenant principa lement du méthane et de l'hydrogène qui est envoyé ensuite au générateur à hydrogène 10 afin de réagir avec le pétrole de la charge. Dans le mode d'exécution décrit, il est inutile de prévoir une source extérieure d'hydrogène pour la gazéification du pétrole, telle que celle qu'on trouve dans la technique antérieure et qui est utilisée dans les générateurs industriels pour la conversion d'une quantité supplémentaire d'huile de la charge en hydrogène, par gazéification à la vapeur d'eau et à l'oxygène. De plus, dans l'installation selon l'invention, une matière étrangère à faible teneur en produits carbonés peut remplacer une partie du coke formé pendant la gazéification à l'hy- arogène du pétrole de la charge. Dans ce but, des combustibles fossiles solides de faible prix tels que le charbon bitumineux, des produits de carbonisation, de la lignite ou du schiste bitumineux, sont introduits directement dans le gazéificateur 12 à vapeur d'eau et à oxygène.De cette manière, on produit dans ce dernier une plus grande quantité d'hydrogène qui, finalement, est transmise au gazéificateur à hydrogène lu et qui se traduit par une conversion plus importante de l'huile de la charge en gaz de quantité convenable à la distribution et par une formation moindre de coke. Lorsque du charbon bitumineux, des produits de c bonisation, de la lignite ou du schiste bitumineux sont introduits dans le gazéficateur 12, on forme également une quantité supplémentaire de méthane par des réactions d'hydrogénation destructives (gazéification à l'hydrogène) et par des réactions de distillation destructives (pyrolyse). Cette formation d'une quantité plus élevéeXde méthane dans le gazéificateur 12 augmente la production totale de gaz de qualité convenant à la distribution par unité de charge de pétrole. Cette technique de gazéification augmente considérablement de ce fait la souplesse d'utilisation de diverses matières premières qui peuvent être mises en oeuvre dans le procédé selon l'invention.Par exemple, lorsqu'on utilise un distillat de pétrole coûteux et de qualité élevée, sa consommation est réduite considérablement par l'addition d'une quantité importante de charbon bitumineux, de produis de carbonisation, de lignite ou de schiste bitumineux de faible prix, dans le gazéificateur 12. De plus, une certaine quantité de pétrole de la charge peut etre utilisée à volonté dans le gazéificateur 12 à la vapeur d'eau et à l'oxygène, par exemple, pour démarrer le processus. Le pétrole de la charge peut également être utilisé comme matière auxiliaire de fabrication du gaz riche en hydrogène afin de compléter la quantité qui peut hêtre produite à partir du coke déposé et à partir de sources extérieures de combustibles carbonés solides. Par exemple, un distillat de pétrole de prix intéressant peut étre utilisé dans le gazéificateur à hydrogène 10 mais un tel pétrole ne provoque de dépits en quantités suffisantes de résidus carbonés ou de coke sur les matières solides en circulation pour répondre aux besoins en hydrogène.En même temps, le charbon ou le schiste bitumineux de faible prix peuvent ne pas entre approvisionnés facilement, de sorte qu'un pétrole résiduel auxiliaire doit être introduit dans le gazéificateur 12. Si le marché de ces sous-produits aromatiques liquides est peu actif, ils peuvent être utilisés comme pétrole de charge auxiliaire. De ce fait, dans le mode de réalisation décrit, il est possible d'utiliser un gazéificateur à vapeur d'eau et à oxygène, à lit fluidisé, à température relativement basse et à haute pression, dans lequel on peut mettre en oeuvre à peu près la totalité du coke et du résidu carboné déposé dans le gazéificateur à hydrogène 10 et on peut compléter cette source bon marché d'hydrogène par plusieurs autres éléments, en fonction de considérations économiques. il est important que les combustibles carbonés supplémentaires soient introduits dans le récipient du gazéificateur de manière à permettre la formation directe de méthane et d'éthane à partir de leurs éléments les plus réactifs par des réactions d'hydrogénation ou de gazéification à l'hydrogène destructives du fait de leur contact avec le gaz riche en hydrogène chaud que contient le générateur. il est avantageux de réduire la formation de produits liquides à point d'ébullition élevé dans le gazéificateur 12, afin de ne pas compliquer le processus de purification destiné à la production du gaz à base d'hydrogène et de méthane de pureté relativement élevée, qui doit être renvoyé au récipient gazéificateur à hydrogène 10. Le charbon bitumineux, les produits de carbonisation, la lignite ou le schiste bitumineux sont pulvérisés et introduits dans le gazéificateur d'une manière qui assure des courants descendants simultanés de gaz et de matières solides, pendant la période de chauffage des matières solides. les charges carbonées qui ont une forte tendance à la formation de goudron et de brai peuvent être introduites directement dans les matières solides usées qui quittent le gazéificateur à hydrogène 10. il faut avoir soin de ne pas détruire inutilement les éléments réactifs de la charge de matières solides carbonées par leur mise en contact prématurée avec la vapeur d'eau et l'oxygène et avec la zone de température élevée du gazéificateur 12. Un tel contact prématuré peut réduire la formation directe extrêmement avantageuse de méthane dans le gazéificateur. la figure 2 représente un schéma quelque peu plus détaillé d'une installation avantageuse appropriée pour la mise en oeuvre du mode d'exécution de la figure 1. Le récipient du gazéificateur à hydrogène 10 est un récipient cylindrique vertical, fermé, contenant des chicanes intérieures 18 qui délimitent d'une manière générale un lit central 20 en mouvement vers le haut et un lit annulaire 22 en mouvement vers le @as. Les matières solides en cir@ulation montent dans le récipient 10 par un tube d'alimentation central qui introduit les matières solides à la partie inférieure du récipient 10. Un pot d'injection 26 fournit la force motrice de montée des matières solides, par un courant de gaz riche en hydrogène. Le gaz riche passe par un échangeur de chaleur 28 dans lequel passe également le pétrole de la charge afin d'entre préchauffé. Le gaz riche passe de l'échangeur 28 dans un tube central 24, tandis que l'huile de la charge, après son passage dans l'échangeur de chaleur 28, passe également dans le tube 24 et y pénétre au-dessus du point où le gaz riche est intro duit. D'autres courants de gaz riche en hydrogène sont également injectés directement à la partie inférieure du gazéificateur à hydrogène 10, comme on le voit sur la figure.De ce fait, le gaz riche passe dans le courant de matières solides en circulation en différents points comprenant le pot d'injec tion 26, le tube 24 situé en-dessous du récipient 10 et direc tement au fond de ce dernier. le lit annulaire 22 mobile vers le bas passe par un canal 30 incliné vers le bas dans lequel les matières solides en circulation sont envoyées au récipient 12. Le modèle de récipient de gazéification à hydro gène 10 correspond à celui de la technique antérieure, en par ticulier de l'hydrogénateur à lit fluidisé du Gas Council (Britannique). Il est possible, bien entendu, de réaliser d'autres modèles. Cependant, les relations spatiales qui existent entre les récipients 10, 12 et 26 de la figure 2 constituent un élément important de la présente invention. Le mouvement des matières solides dans le récipient 10, dans le récipient 12 et vers le pot 26, leurs contacts avec les différents courants d'alimentation en matières gazeuses liquides et solides et avec les matières solides s'effectuent d'une façon avantageuse par la fluidisation des matériaux solides dans le récipient 10 et le récipient 12 et par l'écoulement par gravité des matériaux solides du récipient 10 vers le récipient 12 et vers le pot 26. Le chargement du combustible fossile dans le générateur 12 peut s'effectuer par deux circuits différents. Deux trémies de chargement 32, équipées de sas, sont montées directement sur la partie supérieure du générateur 12. Un circuit d'introduction du combustible liquide est relié directement à l'extrémité supérieure du récipient 12 par une vanne de commande appropriée. En variante, une canalisation dérivée partant des trémies 32 dirige directement le combustible solide dans le canal 30 d'où il est introduit par gravité dans le récipient du générateur. Des vannes appropriées permettent de choisir le circuit d'introduction voulu du combustible liquide dans le récipient 12 du générateur, de sorte que les matières solides peuvent être chargées à des pressions manométriques comprises entre 35 et 140 bars. Les matières solides en circulation descendent de l'extrémité inférieure du récipient 12, par gravité, dans le pot d'injection 26 où le gaz riche les remet en circulation et les envoie au gazéificateur à hydrogène 10. Lorsque les matières solides du gazéificateur 12 sont du charbon, des produits de carbonisation ou du schiste bitumineux usés, un courant continu de résidus à forte teneur en cendres est soutiré à la partie inférieure ou base du gazéificateur 12 par la trémie 34, de manitre à éviter que les matières solides usées ne s'accumulent dans le gazéificateur. Avec des matières extrêmement friables, un dispositif permet également l'enlèvement des fines, de préférence par un séparateur 36 de gaz et de matière solides, disposé à la partie supérieure du récipient 12 du gazéificateur. Le séparateur 36 remet en circulation et envoie au gazéificateur les matières solides qui en sortent et qui sont entratnées par le gaz de synthèse. Comme on le voit, il est avantageux que de la vapeur d'eau soit introduite par l'extrémité inférieure du gazéficateur 12, tandis que des courants multiples d'un mélange de vapeur d'eau et d'oxygène y sont introduits entre le bas et le haut du lit mobile qu'il contient.La vapeur d'eau et l'oxygène provenant de sources séparées sont mélangés et passent par un échangeur de chaleur 38 avant d'être introduits dans le gazéificateur 12. Le gaz de synthèse passe également par l'échangeur de chaleur 38 afin d'entre refroidi avant d'être introduit dans le réacteur 14 à déplacement de l'oxyde de carbone qui, de préférence, est maintenu à une température d'environ 2950-4000C, Avant son introduction dans le réacteur 14, le gaz de synthèse brut comprend un mélange gazeux d'hydrogène, d'oxyde de carbone, d'anhydride carbonique, de méthane, d'hydrogène sulfuré, d'oxysulfure de carbone, d'eau gazeuse et de benzol.Après son passage dans le réacteur 14, l'oxyde de carbone du gaz est sensi blemefft éliminé et le mélange gazeux passe alors dans une chau du père 40 de récupération de la chaleur résiduelle. Après son passage dans la chaudière de récupération 40, le mélange gazeux passe dans un laveur à carbonate chaud 45 en vue de l'élimination à peu près complète de l'anhy druide carbonique, de l'hydrogène sulfuré et de l'oxysulfure de carbone. le mélange gazeux restant est envoyé ensuite à un réfrigérant condenseur 42 où l'eau et le benzol brut sont éliminés. sprès son passage dans le réfrigérant condenseur 42, le mélange gazeux traité qui est alors un gaz à forte teneur en hydrogène contenant principalement de l'hydrogène et du méthane passe, par un compresseur 44 et finalement par un échangeur de chaleur 46. Le gaz riche en hydrogène est renvoyé au gazéficateur d'hydrogène 10 par les circuits multiples décrits précédemment. Le produit gazeux qui passe du générateur 10 par le séparateur 47 de matières solides situé au-dessus de lui, va ensuite à l'échangeur de chaleur ou, en variante, passe par une dérivation 48. Il passe ensuite par une chaudière de récupération 50 et va à un condenseur laveur à eau 52 où sont éliminés le benzol brut et les huiles aromatiques. A la suite de son passage dans le laveur à eau 52, le produit gazeux va à un laveur à monoéthanolamine 54 où sont éliminés le sulfure d'hydrogène et les composés organiques à base de soufre.Le produit gazeux passe finalement par un épurateur 56 à charbon activé dans lequel des quantités supplémentaires de produits organiques à base de soufre et le benzol sont éliminés. le produit gazeux qui quitte l'épurateur à charbon activé 56 est un gaz de distribution synthétique dont le pouvoir calorifique élevé est de l'ordre de 8010 à 9790 kilocarlories par par mètre cube. Les installations de purification des gaz et du gaz riche en hydrogène décrites ci-dessus sont classiques comme le sont les installations d'échange et de récupération de la chaleur. Cependant, l'opération de méthanation catalytique difficile et inefficace utilisée dans la technique antérieure pour la production à partir du charbon d'un gaz de qualité-convenant à la distribution et dans de nombreuses autres techniques de gazéification antérieures est inutile pour l'installation de purification du produit gazeux, car le gazéificateur à hydrogène 10 est isolé des courant qui contiennent de l'oxygène. le réglage de la température dans le récipient du gazéificateur à hydrogène où ont lieu des réactions exothermiques s'effectue par le réglage de la température du gaz riche en hydrogène qui passe en partie ou en totalité par la dérivation contournant l'échangeur de chaleur 46. Un plage supplémentaire est effectué par le recyclage du produit gazeux brut après récupération de la chaleur dans la chaudière 50. les figures 3 et 4 donnent des exemples particuliers du mode de réalisation de l'invention qui a été décrit. Dans l'exemple de la figure 3, un agent solide et inerte de transmission de la chaleur en circulation et un fuel-oil lourd "C" de qualité médiocre sont -mis en oeuvre. Dans le mode d'exécution de la figure 4, on utilise un charbon bitumineux prétraité et un pétrole brut de qualité médiocre. Dans les deux cas, on obtient un gaz contenant principalement du méthane, d'un pouvoir calorifique de 8900 kilocalories par mètre cube, dans lequel la teneur en méthane équilibre la teneur en hydrogène. Dans le tableau I suivant, on a estimé le prix du gaz des exemples des figures 3 et 4. Les résultats montrent que le prix à'un tel gaz est compétitif avec le prix du gaz naturel, dans de nombreux pays du monde. (Voir tableau 1 page 18) La figure 5 représente un autre mode d'exécution de l'invention, dans lequel le gazéificateur forme un mélange gazeux qui aiffère de celui du mode d'exécution décrit plus haut. D'une manière générale, le gazéificateur à hydrogène du mode d'exécution de la figure 5 fonctionne dans les mêmes con ditions et sensiblement avec les mêmes réactifs. Cependant, les conditions de réaction sont différentes dans le générateur de la figure 5 et on y forme un produit gazeux qui comprend de l'azote, de l'anhydride carbonique, de l'oxyde de carbone et de l'eau gazeuse. Le gaz produit passe ensuite dans un récipient de réaction à la vapeur d'eau et au fer dans lequel on produit un mélange gazeux contenant au moins 90', d'hydrogène environ. 'hydrogène ainsi formé est envoyé ensuite au gazéificateur à hydrogène afin d'y former le produit gazeux voulu. Comme dans le mode de réalisation de la figure 2, le récipient 100 du gazéificateur à hydrogène est maintenu à une pression manométrique de 35 bars ou plus élevée, mais qui ne dépasse pas nécessairement 140 bars. La température est maintenue entre 590 et b700G environ, et de préférence entre 650 et 81500. Le pétrole de la charge est un combustible fossile liquide, tel qu'un distillat, un brut ou un résidu de distillation du pétrole. Le gazéificateur à hydrogène est construit de la même manière que celui du mode d'exécution de la figure 2 et le lit de matières solides en circulation est introduit dans le récipient 100 par un tube d'alimentation 102.Un pot d'injection 1C4 fournit également la force ascensionnelle qui s'exerce sur les matières solides en circulation par l'introduction d'un courant de gaz riche en hydrogène. Le gaz riche est également introduit dans le gazéificateur à hydrogène 100 par sa partie inférieure, après entre passé par un échangeur de chaleur 106 par lequel passe également l'huile de la charge, et par le tube d'alimentation dans lequel il est introduit en un point situé entre le récipient 100 et le pot 104. les matières solides en circulation passent ensuite par gravité dans un canal 108 incliné vers le bas.Elles entrainent également le résidu carboné oucoke qui subsiste après réaction de l'huile,de la charge et du gaz riche TABLEAU I Matiéres solides de Matières solides inertes transmission de la chaleur de transmission de la chaleur charbon bitumineux, Matières premières produits de carbonisation Quantité pour Prix en F Quantité pour Prix en F 1000m3 de gaz par m3 1000 m3 par m3 Fuel lourd qualité "C" 62,50/m3 1,02 m3 0,064 - Pétrole brut 77,125F/m3 - - 0,62 m3 0,050 Charbon bitumineux à 20 F/tonne - - 0,750tonne 0,013 Oxygène à 35F/tonne 0,250tonne 0,007 0,250tonne 0,007 TOTAL ............ 0,071 0,070 Sous-Produits - Crédit Bruts aromatiques à O,13F/litre 107 l 0,014 67 l 0,009 Soufre à 100F/tonne 0,035tonne 0,003 0,035tonne 0,003 Prix net des matières premières 0,054 0,058 Main-d'oeuvre, approvisionnements, divers ............................ 0,009 0,009 Charges fixées : 15 pour cent annuellement pour un coefficient de travail de 90 % 0,025* 0,032** PRIX TOTAL DU GAZ .......... 0,088 0,099 * Frais totaux d'investissement estimés : 53 F/m3/jour ** Frais totaux d'investissement estimés : 71 F/m3/jour en hydrogène dans le gazéificateur à hydrogène 100. Deux trémies à sas, 110, destinées au chargement du combustible fossile, sont montées d'une manière générale au-dessus d'un gazéificateur 112.Cependant, ce mode de réalisation ne comporte qu'un seul circuit de chargement et le combustible fossile est introduit directement dans le canal 108 afin de descendre par gravité dans le récipient 112 avec les matières solides en circulation qui entraident le résidu carboné ou produit de carbonisation provenant du gazéificateur à hydrogène 100. Dans le mode de réalisation de la figure 5, on utilise dans le récipient 112 de l'air plutôt que l'oxygène qui est utilisé dans le mode d'exécution de la figure 2. De ce fait, le mode d'exécution de la figure 5 constitue une variante avantageuse dans le cas où le prix de l'oxygène est élevé. Cependant, lorsqu'on utilise de l'air, le gaz produit contient une proportion relativement élevée d'azote (environ 40Cjo en volume de produit sec) et de ce fait il ne constitue pas une source directe de gaz riche en hydrogène. Cependant, l'utilisation du gaz produit fait partie intégrante du procédé de production directe du gaz riche en hydrogène. En conséquence, le traitement du gaz produit diffère du traitement du gaz de synthèse décrit dans le mode de réalisation des figures 1 et 2. le récipient 112 du générateur de gaz à l'air est à une pression manométrique d'environ 35 à 140 bars qui équivaut à celle du générateur 100 et à une température d'environ 1095 à 13700C. Cette plage de températures est plus élevée que celle qui est mise en oeuvre dans le gazéificateur 12 du premier mode de réalisation et elle permet l'utilisation d'un gazéificateur e gaz dont le récipient plus petit est moins coûteux que le gazéificateur 12. De plus, dans le présent mode de réalisation, on ne se propose pas de produire de méthane dans le récipient 112 alors que du méthane était produit à une température relativement basse dans le récipient 12 du premier mode de réalisation.Dans le mode d'exécution de la figure 5, le gaz ou mélange gazeux produit dans le récipient 112 est utilisé comme gaz réducteur pour le procédé à la vapeur d'eau et au fer, comme on le verra plus loin. De ce fait, le méthane qui peut être formé ne s'ajoute pas à la quantité de gaz de qualité distribution et à forte teneur en méthane. les matières solides en circulation passent par gravité du gazéificateur 112 au pot d'injection 104, et le gaz riche en hydrogène les renvoie au gazéificateur à hydrogène 100. Lorsque les matières solides qui se trouvent dans le récipient 112 sont du charbon, des produits de carbonisation, ou des schistes bitumineux usés, un courant continu de résidus à forte teneur en cendres est soutiré à la base du récipient 112 par la trémie 114 d'évacuation des matières solides. Avec des matières extremement friables, un dispositif est également prévu pour l'élimination des fines, de préférence par un séparateur 116 de gaz et de matières solides, situé à la partie supérieure du récipient 112. L'air est introduit à la partie inférieure du récipient 112 en des points multiples, après son passage dans la matié du compresseur d'un ensemble détendeur-compresseur 118 et également après sont préchauffage dans un échangeur de chaleur 120. De la vapeur d'eau est également introduite à la partie inférieure du récipient 112. te gaz à l'air, provenant du séparateur 116, est refroidi dans l'échangeur de chaleur 120 avant d'être introduit dans l'appareil de traitement 122 à la vapeur d'eau et au fer. Le gaz à l'air comprend d'une manière générale à ce point du procédé de l'anhydride carbonique, de l'oxyde de carbone, de l'azote et de l'eau gazeuse. Dans l'appareil de traitement 122, du minerai et d'autres oxydes de fer subissent des oxydations et des réductions périodiques à des températures élevées. le procédé à la vapeur d'eau et au fer est bien connu et il est décrit par exemple dans les brevets U.S.A. NO 3 222 147 et NO 3 442 620. L'appareil comprend un élément supérieur 124 d'oxydation et un élément inférieur 126 de réduction. Un canal de dimensions restreintes 128 relie le bas de l'élément d'oxydation 124 au sommet de l'élément de réduction 126. L'oxyde de fer, oxydé dans ltélément 124, est réduit par le gaz à l'air qui est introduit dans l'élément de réduction 126, par exemple, par les réactions suivantes Le gaz à l'air usé après son passage dans l'élément 126 est envoyé avantageusement dans un séparateur de gaz et de matières solides 130 et le gaz pauvre usé est utilisé pour l'entrane- ment du détendeur-compresseur 118. Il peut être utilisé ensuite comme gaz combustible de faible pouvoir calorifique. il est avantageux que l'élément de réduction 126 soit maintenu à une surpression d'environ 14 à 140 bars et à une température d'environ 760 à 870 C. 'oxyde de fer réduit est évacué à la partie inférieure de l'élément 126 par gravité dans un canal d'évacuation 132 et il est envoyé à un pot d'injection 131. Le la vapeur d'eau injectée dans le pot d'injection 131 constitue non seulement l'agent d'oxydation de l'oxyde de fer réduit, mais encore l'agent moteur destiné à faire monter l'oxyde de fer réduit jus qu'à l'élément d'oxyaation 124. Le fer et l'oxyde de fer entraI- nés passent par un séparateur 136 d'où ils sont envoyés par gravité dans l'élément d'oxydation 124. Il est avantageux que l'élément 124 soit maintenu à une température comprise entre 705 et 15oG environ et à une pression manométrique de 14 à 140 bars. La vapeur d'eau provenant du séparateur est injectée dans l'élément d'oxydation 124 de la manière représentée.Au cours de la réaction de la vapeur d'eau, qui constitue la source directe d'hydrogène, avec le fer et des oxydes de fer faibles, l'nydrogène est formé par des réactions telles que L'hydrogène ainsi formé passe par un séparateur de gaz et de matières solides, 138. Le fer et l'oxyde de fer qui ont pu être entrafnés sont récupérés et renvoyés à l'appareil de traitement 122. L'hydrogène produit passe ensuite dans une chaudière de récupération 140 puis par un condenseur 142 afin d'éliminer l'eau gazeuse ou la vapeur d'eau. A ce moment, la teneur en hydrogène du gaz est au moins moins 90% en volume. bu fait que l'appareil de traitement à la vapeur d'eau et au fer 122 fonctionne à une pression générale plus faible que le gazéificateur à hydrogène 100 et le gazéificateur 112 ae gaz à l'air, l'hyurogène est envoyé dans un compresseur 144. 'hydrogène passe ensuite par un échangeur de chaleur 146 afin autre préchauffé avant d'être introduit par des emplacements multiples dans le gazéificateur à hydrogène 100. Le. gaz sortant du gazéificateur à hydrogène 100 est traité ensuite de la même manière que dans le mode de réali station de la figure 2. C'est ainsi que le gaz passe par un séparateur de gaz et de matières solides 148, et à volonté, il peut être refroidi par son passage dans l'échangeur de chaleur 146. le gaz est refroidi à nouveau dans une chaudière de récupération 150. Ensuite, le gaz produit est envoyé dans un laveur condenseur à eau 152 afin d'éliminer le benzol brut, les huiles aromatiques et l'ammoniac, par un laveur 154 à la monoéthanolamine en vue de l'élimination de l'hydrogène sulfuré et des composés organiques à base de soufre, et par un épurateur à charbon activé 156 en vue de la séparation de quantités supplémentaires de produits organiques à base de soufre et de benzol, du gaz produit. Le gaz produit résultant est un gaz de distribution synthétique à forte teneur en méthane, dont le pouvoir calorifique est compris entre 8010 et 9790 kcal/m3. Il va de soi que de nombreuses modifications peuvent être apportées au procédé décrit et représenté sans sortir du cadre de l'invention. REVENDICATIONS 1. Procédé de production d'un gaz de distriDution synthétique à forte teneur en méthane à partir de com@ustibles fossiles, caracterise' en ce il consiste à effectuer une réaction d'hydrogénation dans une première chambre entre un combustible fossile liquide et un gaz riche en hydrogène en présence de matières solides en circulation, afin de produire ledit gaz de distribution synthétique à forte teneur en méthane et un résidu carboné, à mettre en contact le résidu carboné et les matières solides en circulation dans une seconde chambre avec un gaz contenant de l'oxygène afin de produire un mélange gazeux et des matières solides en circulation, à faire réagir le mélange gazeux afin de produire ledit gaz riche en hydrogène utilisé pour l'hydrogénation du combustible fossile liquide, à transporter au moins une partie des matières solides en circulation ae la seconde chambre vers la premiere at à transporter la résidu carboné formé au moment de l'hydrogénation du combustiole fossile liquide de la première chanbre vers la seconde avec lesdites matières solides en circulation. 2. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce que la première chambre est maintenue à une pression manométrique d'environ 3@ à 140 bars et à une température comprise entre 595 et 870 C environ, la seconde chambre étant maintenue à une pression manométrique de 35 à 140 bars environ et à une température de 815 à 11500C environ, le gaz contenant de l'oxygène contenant à b fois de la vapeur d'eau et de l'oxygène afin de former un mélange gazeux contenant de l'hydrogène, du méthane, de l'oxyde de carbone et de l'anhydride carbonique. 3. Procédé suivant la revendication 2, caractérisé en ce que la première chambre est maintenue à une température de 650 à 81500 environ et la seconde chambre à une température de 870 à 104000 environ. 4. Procédez suivant la revendication 1, caractérisé en ce que la seconde chambre est maintenue à une pression manométrique d'environ 35 à 140 bars et à une température de 815 à 115000 environ, le gaz contenant de l'oxygène contenant à la fois de la vapeur d'eau et de l'oxygène afin de former un mélange gazew contenantde l'hydrogène, du méthane, de l'oxyde de carbone et de l'anhydride carbonique. 5, Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce que le gaz riche en hydrogène contient environ 10% en volume de diluants comprenant de l'anhydride carbonique, de l'oxyde de carbone et de l'azote. 6. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce que le gaz synthétique de distribution, à forte teneur en méthane, contient moins de 5% en volume de diluants comprenant de l'anhydride carbonique, de l'oxyde de carbone et de l'azote. 7. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce que le combustible fossile liquide introduit dans ladite première chambre comprend des distillats, du brut, ou un résidu de distillation du pétrole. 8. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce qu'il consiste également à introduire des matière solides choisies parmi des combustibles fossiles solides et des matières réfractaires, dans ladite seconde chambre. 9 Procédé suivant la revendication 1, caracté- risé en ce qu'il consiste à introduire des combustibles fossiles solides dans ladite seconde chambre afin de compléter le résidu carboné en vue de la production du mélange gazeux. 10. Procédé suivant la revendication , caractérisé en ce que les combustibles fossiles solides sont choisis parmi le charbon bitumineux, les produits de carbonisation, la lignite et le schriste bitumineux 11-. Procédé suivant la revendication 1, car-cté- risé en ce que le combustible fossile liquide introduit dans ladite première chambre comprend des distillats, des bruts ou des résidus de distillation du pétrole, des matières solides pulveri- sées introduites dans la seconde chambre étant choisies parmi l'alumine, la silice, la magnésie, le charbon bitumineux, des produits de carbonisation, la lignite, le schriste lumineux et des mélanges de ceux-ci. 12. Procédé suivant la revendication 1, car@cté- risé en ce que le combustibie fossile liquide comprend des fractions de pétrole paraffinique à faible point d'ébullition, le rapport du gaz riche en hydrogène au combustible fossile liquide introduit dans ladite première chambre pouvant attendre l 3, des quantités stoéchiométriques nécessaires pour la conversion du combustible fossile liquide en méthane. 13. Procédé suivant la revendication 1, s@ractérisé en ce que le rapport entre le gaz riche en hydrogène et la combus tille fossile liquide introduit dans ladite première chambre est m@intenu dans une plage de 30 à 80% des quantités stoéchiométriques néce@@@ires pour la conversion du combustible fossile liquide en méthane. 14. Procéde suivant la revendication 1, caractérisé en ce que les matières solides qui circulent avec le résidu carboné déposé sur elles sont entraînées pur gravité de la première chambre dans la seconde. 15. Procédé suivant la revendication l, caractérisé en ce qu'il consiste à évacuer une partie desdites matières en circulation, de la seconde cnamore. 16. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce que lesdites matières en circulation dans la première cham- bre y sont maintenues fluidisées par ledit gaz riche en hydrogène. 17. Procédé suivant la revencic-tion 1, caractérisé en ce qu'il consiste également à outrer un combustible fossile lIquide ux matières solides et aux résidus carbonés en circulation, pendant leur passage de la première chambre à la seconde. lS. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce qu'il consiste à inyroduire des combustibles fossiles solides pulvérisés dans ladite seconde chambre et à faire écouler en même temps vers le bas le mélange gazeux et les combustibles fossiles pulvérisés pendant le chauffage des combustibles fossiles solides. lCr Procédé suivant la revendication l, caractérisé en ce que le pouvoir calorifique du gaz produit est du moins de 80lOkcal/m3. 20. Procédé suivant la revendication l, caractérisé en ce que le pouvoir calorifique du gaz produit est compris entre 8010 et 97@@ kcal/m3 environ. 21. Procédé suivant la revendication I, caractérisé en ce qu'il consiste également à provoquer une réaction de dépla- cement de l'oxyde de carbone dans le mélange gazeux afin de produire à partir de ce dernier, ledit gaz riche en oxygène. 22. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce que la première chambre est maintenue à une pression manométrique d'environ 35 à 14 bars et à une température d'environ 595 à 870 C, la seconde chambre étant maintenue à une pression manométrique d'environ 35 à 140 bars et à une température d'environ 1095 à l3700C, le gdz contenant de l'oxygène contenant à l@ fois de l'air et de la vapeur d'eau afin de former un mélange gazeux contenant de l'azote, de l'anhydride carbonique, de l'oxyde de carbone et de l'eau gazeuse. 23. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce qu'il consiste à maintenir la seconde chambre à une pression manométrique d'environ 35 à 140 bars et à une température de 1095 à 137COC environ, le gaz contenant de l'oxygène contenant à la fois de l'air et de la vapeur d'eau afin de former un mélange gazeux contenant de l'azote, de l'anhydride carbonique, de l'oxyde de carbone et de l'eau gazeuse. 24. Procédé suivant la revendication 23, cardc- térisé en ce que ledit mélange gazeux est utilisé comme agent réducteur des oxydes de fer formés au moment où de la vapeur est transformée en hydrogène sur des oxydes de fer réduits, la vapeur d'eau constituant la source directe de gaz riche en hydrogène. 25. Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce que ladite opération de transport est effectuée par un dispositif qui transporte les matières solides jusqu'à ladite première chambre. 26. Procédé suivant la revensicat an 25, car2cté- risé en ce qu'il consiste à disposer dans l'espace ladite première chambre, la seconde chambre et le dispositif de transport, de manière à produire un écoulement par gravité entre la première et la seconde chambre et entre la seconde chambre et le dispositif de transport, ainsi que pour faire monter les matières solides en circulation du dispositif de transport vers la première chambre .