La présente invention vise un perfectionnement dans un procédé de préparation de mélanges gazeux contenant de l'hydrogène, ces mé- langes étant utilisés, comme il est connu d'une façon universelle, pour la fabrication de l'ammoniac, du méthanol, des produits d'oxysynthèse, de l'oxyde de carbone et de l'hydrogène, selon les conditions opératoires choisies et le dosage convenable des réactifs. I1 est bien connu que lton peut préparer ces mélanges gazeux contenant de l'hydrogène en faisant réagir un hydrocarbure, ou un mélange d'hydrocarbures, ou, en tout cas, des substances contenant du carbone et de l'hydrogène désignées dans la suite, pour la simplicité, par le terme "hydrocarbure", avec de la vapeur d'eau, désignée dans la suite, pour simplifier par le terme nvapeur", ou avec de l'air, ou un gaz contenant de l'oxygène, désigné, pour simplifier, par le terme "air", ou également avec de la 1,vapeur" et de l'tair". Pour que l'hydrocarbure réagisse dans la plus grande mesure possible, on opère avec un large excès de vapeur par rapport à la quantité stoechiométrique nécessaire, en général cet excès étant compris entre le double et le quadruple. Comme on le sait, cet excès de vapeur sert aussi à empêcher la formation de noir de carbone que tendent à former, par leur nature même, l'hydrocarbure et l'oxyde de carbone. Excès de vapeur introduit dans la réaction est extrait, comme il est bien connu , dans sa plus grande proportion, après avoir assuré les réactions servant à produire le mélange gazeux contenant de l'hydrogène, en refroidissant le mélange, ce qui provoque la condensation de l'excès de vapeur contenu dans le mélange luimeAme; les eaux sortant de l'installation de fabrication constituent les condensats bien connus. On sait que la vapeur nécessaire à la fabrication des mélanges gazeux contenant de l'hydrogène peut etre obtenue en récupérant, à l'aide d'un échangeur thermique à eau convenable, les calories qui se dégagent au cours du procédé lui-même conduisant au mélange gazeux contenant de l'hydrogène. Cette vapeur, à une pression supérieure à celle de la pression du procédé, sort par une conduite convenablement disposée dans le système d'utilisation de la vapeur produite, et désignée dans la suite, pour simplifier, par le terme "conduite de vapeur", et, comme il a été indiqué, la vapeur est ajoutée à la charge d'hydrocarbure et/ou à l'air introduit dans l'appareil. On sait également produire la vapeur nécessaire à la fabrica- tion des mélanges gazeux contenant de l'hydrogène en saturant la charge d'hydrocarbure et/ou l'air introduit dans le procédé avec l'eau de condensation sortant du procédé et désignée précédemment par le terme condensat. Cette saturation s'effectue dans des colonnes de saturation classiques, par exemple des colonnes garnies ou à remplissage, en introduisant les condensats à contre-courant par rapport à l'hydro- carbure et/ou à l'air, la chaleur nécessaire à la vaporisation étant apportée par la condensation de la vapeur venant de la conduite de vapeur déjà mentionnée et disposée dans le système d'utilisation de vapeur intégré à l'installation servant à la fabrication du mélange gazeux contenant de l'hydrogène. Ces modes d'utilisation de la vapeur présentent des inconvénients et des avantages dans la mesure où ils ne permettent pas la meilleure exploitation thermodynamique du système et le meilleur emploi des sources de chaleur existant à l'intérieur de l'installation de fabrication du mélange gazeux contenant de l'hydrogène. En fait, dans le cas oW tout ou partie de la vapeur nécessaire à la fabrication des mélanges gazeux visés, provient de la conduite de vapeur, la condensation de la vapeur en excès, qui donne lieu à la formation des condensats, par sa nature constitue une source de chaleur à un bas niveau thermodynamique, tandis que la vapeur ajoutée en excès à la charge d'hydrocarbure et/ou à l'air, et amenee par la conduite de vapeur, est une source de chaleur à un haut niveau thermodynamique. Ainsi, le prélèvement et la récupération de la chaleur correspondant à l'excès nécessaire de vapeur forment ensemble un grand volant thermique avec une nette perte thermodynamique amenant avec elle une chute du rendement thermodynamique de tout le système; en pratique, ceci conduit à une plus grande consommation de chaleur ou à une récupération moins grande d'énergie par rapport à ce qui serait souhaitable. D'une façon plus particulière, quand on opère selon la technique connue décrite plus haut, on ne peut récupérer la chaleur correspondant à la condensation de la vapeur en excès du fait que, dans ltensemble de l'instal ation de fabrication du mélange contenant de l'hydrogène, il n'y a pas de fluide à pré-chauffer se trouvant suffisamment froid pour que cette récupération puisse se faire dans la mesure désirée. Dans le cas où une partie de la vapeur nécessaire à la fabrication des mélanges gazeux visés est produite par saturation de la charge d'hydrocarbure et/ou de l'air à l'aide des condensats, chauffés et vaporisés à l'aide de vapeur prélevée dans la conduite de vapeur, on se heurte aux mêmes inconvénients que ceux mentionnés plus haut. En outre, dans ce cas, il y a l'inconvénient d'introduire une opération supplémentaire d'échange thermique, avec tout l'équipement correspondant, comprenant, comme mentionné plus haut, chauffage et vaporisation des condensats par l'effet de la condensation de la vapeur prélevée dans la conduite de vapeur. La présente invention a pour but de fournir un perfectionnement au procédé de fabrication de mélanges gazeux contenant de l'hydrogè- ne, permettant d'éliminer ou, au moins, de réduire les inconvénients. et désavantages indiqués plus haut. D'une façon plus particulière, l'un des buts de I1 invention est de fournir un perfectionnement permettant une exploitation thermodynamique plus efficace du système et une meilleure utilisation des sources de chaleur existant à l'intérieur de l'installation de production de mélanges gazeux contenant de l'hydrogène, ainsi qu'une plus faible consommation de chaleur ou une plus grande récupération d'énergie par rapport aux techniques connues. Un autre but de l'invention est de permettre d'utiliser, pour la production de la vapeur nécessaire au procédé, de l'eau ayant une pureté inférieure à celle requise dans le cas où la vapeur est produite par vaporisation dans un bouilleur fonctionnant à une pression supérieure à celle du procédé. Ces différents buts de l'invention, ainsi que 'autres qui ap paraîtront clairement au spécialiste de la technique dans la description qui va suivre, sont atteints d'une manière convenable par un perfectionnement au procédé de fabrication de mélanges gazeux contenant de l'hydrogène à partir d'un hyl.rocarbure, par réaction avec de la vapeur, ce perfectionnement étant caractérisé, selon l'invention, en ce qu'on produit au moins une partie de la vapeur nécessaire à la mise en oeuvre du procédé en saturant avec de l'eau la charge d'hydrocarbure, l'eau étant chauffée au moyen d'au moins une source de chaleur se trouvant à une température inférieure à 4200 C, cette source de chaleur étant choisie, dans le cadre du procédé, parmi des fumées de combustion et des mélanges gazeux contenant de l'hydrogène. Il est donné ci-après une description plus détaillée, bien que non limitative, de l'invention, en se référant au dessin annexé, donné à titre purement illustratif, sur lequel la Fig. 1 représente schématiquement un mode de réalisation de l'invention pour la fabrication d'un mélange gazeux contenant de l'hydrogène par réaction d'un hydrocarbure avec de la vapeur; la Fig. 2 représente, également schématiquement, une variante de l'invention destinée à la fabrication de gaz de synthèse pour l'ammoniac. En se référant à la Fig. 1, on voit que l'hydrocarbure 1 entrant dans le procédé est envoyé, après compression dans un compresseur 2, dans une colonne de saturation 3 formée d'une colonne garnie ou à remplissage à 2 étages (étage 3' et étage 3"). Dans cette colonne, l'hydrocarbure est saturé de vapeur par circulation d'eau à contre-courant, respectivement avec un courant d'eau 4 dans l'étage 3' et un courant d'eau 5 dans l'étage 3". Des pompes 15 et 16 servent à la circulation des deux courants d'eau qui sont chauffés respectivement par des échangeurs thermiques 6 et 7 utilisant comme source de chaleur le mélange gazeux contenant de l'hydro- gène du procédé 17 pendant son transfert depuis l'unité de production représentée pour simplifier par un rectangle 8, vers l'unité de purification du mélange gazeux, représentée pour simplifier par un rectangle 9. L'unité-8 de production du mélange gazeux contenant de l'hydrogène comporte une entrée 10 servant à l'admission d'un second fluide éventuel servant au procédé, par exemple l'air nécessaire à la fabrication du mélange gazeux visé. De l'unité de purification 9 sort un courant 11 formé du mélange gazeux contenant de l'hydrogène que l'on désire produire et qui, selon les techniques employées das les unités 8 et 9, peut être un mélange gazeux (gaz de synthèse) servant à la fabrication de l'ammoniac (rapport molaire H2,/N2 = 3), du méthanol (rapport molaire H2/CO= 2,2-2,3), d'oxo-alcools (rapport molaire N2/CO = 1) ou destiné à la préparation d'oxyde de carbone ou d'Aycnrogène. L'effluent 12 repre- sente le C02 éliminé du mélange gazeux et l'ef-luent 13 les condensats qui, avec l'addition éventuelle d'un courant d'eau 14 venant de l'extérieur, fournissent liteau envoyée par la pompe 18 à la colonne de saturation 3 en vue d'intégrer l'eau évaporée dans les 2 étages 3' et 3" à l'hydrocarbure pour sa saturation. En tête de la colonne de saturation 3 sort l'hydrocarbure saturé de vapeur qui constitue la charge de fluide 19 envoyée à l'unité 8 de production du mélange gazeux contenant de l'hydrogène. Au lieu d'être un hydrocarbure le courant 1 peut être constitué par de l'air et, dans ce cas, le second fluide 10 chargé dans l'unité 8 est formé de l'hydrocarbure. En d'autres termes, conformément à l'invention, la saturation avec de l'eau peut se faire sur l'air mis en jeu et non sur l'hydro- carbure, et elle peut se faire éventuellement sur les deux fluides. Sur la Fig. 2, l'hydrocarbure chargé en 1 et formé par exemple de gaz naturel est comprimé par un compresseur 2, pré-chauffé dans des échangeurs thermiques 3 et 4, désulfuré (dans le cas où le gaz contient des composés soufrés) dans le réacteur correspondant 5, puis refroidi dans un échangeur thermique 3 pour entre envoyé ensuite dans une colonne de saturation 6, constituée par une colonne à remplissage à 3 étages 6', 6" et 6"'. Dans l'étage 6', l'hydrocarbure est chauffé et saturé par un courant d'eau 53 circulant sous l'action d'une pompe 7 à contrecourant du courant d'hydrocarbure; le courant d'eau est chauffé dans des échangeurs thermiques 8 et 9 utilisant comme source de chaleur respectivement les fumées de combustion d'une unité primaire de reformation 16 et le mélange gazeux produit ou le gaz de synthèse, venant du réacteur de conversion à basse température 28. Dans l'étage 6", l'hydrocarbure est chauffé et saturé par un courant d'eau 54 circulant sous l'action d'une pompe 10 à contrecourant de l'hydrocarbure venant du premier étage 6'; ce courant d'eau est chauffé par des échangeurs thermiques 11 et 12 utilisant comme sources de chaleur respectivement le gaz de synthèse venant du réacteur de conversion à haute température 26 et le gaz de synthèse venant du réacteur de reformation secondaire 21, refroidi dans un bouilleur 25 servant à la production de vapeur destinée à la conduite de vapeur. Dans l'étage 6"', l'hydrocarbure est chauffé et saturé par un courant d'eau 55, circulant sous l'action d'une pompe 13 à contrecourant par rapport à l'hydrocarbure venant du second étage 6"; ce courant d'eau est chauffé dans un échangeur thermique 14, utilisant comme source de chaleur les fumées de combustion de l'unité 16 de reformation primaire. L'hydrocarbure sortant de la colonne de saturation 6, et contenant la vapeur nécessaire au procédé, est pré-chauffé en utilisant les fumées de combustion de la reformation primaire, dans un échangeur thermique 15, et est ensuite envoyé dans l'unité 16 de reformation primaire ou a lieu principalement, en présence d'un catalyseur convenable, la réaction connue de reformation entre l'hydrocarbure et la vapeur. En général, cette réaction est mise en oeuvre à une pression comprise entre 30 et 40 atmosphères et à une température comprise entre 4500 et 5500 C à l'admission au contact du catalyseur et à une température comprise entre 7000 et 9000 C à la sortie du catalyseur. Du fait que cette réaction est endothermique par nature, elle requiert un apport de chaleur de l'extérieur qu'on obtient en brayant un combustible 17 à l'extérieur des tubes chargés de catalyseur. lies fumées chaudes produites par cette combustion sont envoyées dans un conduit 18 où sont disposés les échangeurs de chaleur 8, 14, 4, 56, 24 et 15 pour y récupérer la chaleur disponible, après quoi les fumées, aspirées par un ventilateur 19 sont rejetées à l'air libre. La chaleur récupérable de ces fumées peut eAtre accrue par une combustion auxiliaire produisant d'autres fumées chaudes qui, après passage dans un bouilleur auxiliaire pour la production de vapeur nécessaire à la conduite de vapeur, sont additionnées aux fumées venant de la combustion servant à chauffer les tubes de l'unité 16 de reformation. L'unité de combustion auxiliaire est représentée schématiquement avec la référence 20, la référence 56 désignant un surchauffeur de vapeur pour la vapeur de la conduite de vapeur. lie mélange gazeux sortant de l'unité 16 de reformation primaire est envoyé à l'unité de reformation secondaire 21 où on le fait réagir, en présence d'un catalyseur convenable, avec de l'air amené par une conduite 22 après compression en 23 et pré-chauffage en 24. La charge d'air est dosée convenablement pour amener le mélange gazeux final à avoir la composition requise pour la synthèse de l'ammoniac. Dans l'unité 21 de reformation secondaire a lieu la réaction connue de combustion ou d'oxydation partielle, principalement entre lthydrocarbure et l'oxygène de 11 air. Généralement cette réaction est conduite à une pression égale à celle qui règne dans l'unité de reformation primaire et du fait que la réaction est, comme on le sait, de nature exothermique, elle ne nécessite pas d'apport de chaleur de l'extérieur. lie mélange gazeux sortant de l'unité 21 de reformation secondaire a une température généralement comprise entre 9000 C et 14000C. Ce mélange contenant de lthydrogène est refroidi dans le bouilleur 25 pour produire de la vapeur nécessaire à la conduite de vapeur, et dans l'échangeur thermique 12. Dans 1'échangeur thermique 12, le mélange gazeux chaud venant de l'unité 21 passe de 4000 C à 3500 C tandis que l'eau envoyée à l'étage 6" de la colonne 6 passe de 2300 C à 2400 C. Dans l'échangeur thermique 8, l'eau destinée à l'étage 6' de la colonne 6 passe de 1200 C à 1750 C en étant chauffée par les fumées de combustion qui se refroidissent de 2600 C à 1600 C. Dans l'échangeur thermique 9, l'eau passe de 1750 C à 2200 C, en étant chauffée par le mélange gazeux venant d'un convertisseur 28, ce mélange passant ainsi de 2400 C à 1900 C. Dans l'échangeur thermique 14, l'eau destinée à l'étage 6"' de la colonne 6 passe de 2000 C à 2400 C, en étant chauffée par les fumées de combustion qui se refroidissent de 4000 C à 2600 C. A la sortie de l'échangeur thermique 12, le mélange gazeux est envoyé à un convertisseur à haute température 26 pour passer ensuite après refroidissement dans des échangeurs thermiques 11 et 27, dans le convertisseur à basse température 28. Dans l'échangeur thermique 11, l'eau qui est envoyée à ltéchan geur thermique 12 et, de là, à l'étage 6" de la colonne 6, passe de 2000 C à 2300 C en étant chauffée par le mélange gazeux venant du convertisseur 26, ce mélange passant lui-même de 4000 à 2600 C. Dans-l'échangeur thermique 27, l'eau qui est combinée à celle qui vient de l'étage 6" et qui, par une pompe de circulation 51, arrive d'un séparateur 32 (décrit ci-après) passe de 1300 C à 1800 C, en étant chauffée par le mélange gazeux venant du réacteur de convertion 26 et envoyé au réacteur de convertion 28, ce mélange passant lui-même de 2600 C à 2200 C. Dans les réacteurs 26 et 28 a lieu la réaction connue de conversion entre l'oxyde de carbone et la vapeur pour donner l'hydrogène et le dioxyde de carbone. Dans le réacteur 26, la réaction est conduite en présence d'un catalyseur connu en soi, à une pression égale à celle de l'unité de reformation secondaire et à une température comprise entre 3400 C et 4000 C à l'admission au contact du catalyseur et entre 4000 C et 550 C à la sortie du catalyseur Sui-meme. Du fait que, comme on le sait, la réaction est exothermique il n'est besoin d'aucune contribution de chaleur de l'extérieur. Dans le réacteur 28, où s'effectue la fin de la conversion, la réaction est conduite en présence d'un catalyseur connu en soi, qui diffère cependant de celui du réacteur 26, à une même pression que dans le réacteur 26 et à une température comprise entre 1900 C et 2500-C, à l'admission au contact du catalyseur, et entre 2200 et 3000 C à la sortie du catalyseur. Ici encore il n'et point besoin d'apport de chaleur de l'extérieur. lie mélange gazeux est ensuite refroidi dans les échangeurs thermiques 9 et 29 et, delà, en passant par le rebouilleur 30 de la oo- lonne de régénération 31, il est envoyé au séparateur 32 où se séparent et sont collectés les condensats qui forment au moins en partie, l'eau envoyée par la pompe 51 à l'échangeur thermique 27. Dans l'échangeur thermique 29, est pré-chauffé l'eau admise servant à la production de vapeur pour la conduite de vapeur, non représentée sur le dessin pour des raisons de simplicité. Si nécessaire, on ajoute aux condensats de l'eau 52 venant de l'extérieur de l'installation de manière à faire l'apport d'eau nécessaire dans la colonne de saturation 6. Du séparateur 32, le mélange gazeux est envoyé à une colonne d'absorption 33 où, d'une manière connue, il est débarrassé de la plus grande partie du dioxyde de carbone contenu dans le mélange lui terme, à l'aide d'une solution convenable de composition connue. Cette solution s'écoulant au bas de la colonne 33 est régénérée, de façon connue, dans une colcnne 1 par expansion et chauffage dans le re bouilleur 30 et un rebouilleur 34, ce dernier étant alimenté avec ce la vapeur 35 sous basse pression venant d'une conduite spéciale de vapeur sous basse pression (3 à 5 atmosphères) ami'nagée dans le système de distribution de vapeur. Dans la colonne de régénération 31 est séparé le dioxyde de carbone sortant par une conduite 37 tandis que la solution régénérée est recyclée par une pompe 76 dans la colonne d'absorption 33. lie mélange gazeux, ou gaz de synthèse, sortant en tdte de la colonne 37 est envoyé dans un réacteur de méthanisation 39, après un chauffage préalable dans un échangeur thermique 38 utilisant la chaleur du mélange gazeux sortant du réacteur lui-meme. Dans le réacteur 39 ont lieu les réactions connues de méthanisation catalytique. Ces réactions sont exothermiques et, comme il est bien connu, elles conduisent à l'élimination, par réaction avec l'hydrogène, de dioxyde de carbone et du dioxyde de carbone demeurant présent dans le mélange gazeux. lie gaz de synthèse ainsi produit est encore refroidi dans un dispositif de refroidissement 40, puis il est comprimé, avec l'aide d'un compresseur 41, et introduit dans le circuit de synthèse de l'ammoniac qui comprend, comme on le sait, un réacteur de synthèse 42, contenant un bouilleur 43 servant à produire la vapeur nécessaire à la conduite de vapeur, un dispositif de refroidissement 44 suivi d'un séparateur 45 et d'échangeurs de chaleur 46 et 47 conduisant à un séparateur 48. Un compresseur 49 recycle les gaz non transformés dans le réacteur 42. L'ammoniac liquide ainsi produit en 50 est extrait au moyen des deux séparateurs 45 et 48. lies avantages de l'invention apparattront évidents au spécialiste de la technique d'après la description précédente. On peut toutefois les résumer de la manière suivante : production d'au moins une partie de la vapeur nécessaire au procédé, en exploitant des sources de chaleur à des températures inférieures à celles qui seraient nécessaires pour maintenir l'eau au point d'ébullition pour la production de cette partie de la vapeur nécessaire au procédé, à la pression de la conduite de vapeur et, en tout cas, à une pression supérieure à celle nécessaire au procédé. Ceci permet une meilleure utilisation des sources de chaleur disponibles dans le procédé de fabrication du mélange gazeux contenant de l'hydrogène, et assure de meilleurs rendements et entrasse en définitive une plus faible consommation de combustible pour une égale quantité de chaleur récupérée, ou permet de récupérer une plus grands quantité d'énergie sous forme de plus grande quantité de vapeur récupérée dans la conduite de vapeur par une égale quantité de combustible. Revendications 1 - Procédé de fabrication de mélanges gazeux contenant de lthy- drogène à partir d'un hydrocarbure par réaction avec de la vapeur, caractérisé en ce qu'unie partie au moins de la vapeur nécessaire à la mise en oeuvre du procédé est générée par saturation de la charge d'hydrocarbure avec de l'eau chauffée au moyen d'au moins une saurce dE chaleur se trouvant à unetempérature inférieure à 4200 C, cette source étant disponible à l'intérieur du procédé et étant choisis parmi des fumées de combustion et des mélanges gazeux contenant de l'hydrogène existant dans le procédé. 2 - Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que, lorsque de l'air est introduit dans le procédé, la saturation par l'eau est mise en oeuvre sur la charge d'hydrocarbure et/ou sur l'air introduit. 3 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 et 2, caractérisé en ce que la saturation est conduite dans une colonne à étages multiples. 4 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à à, caractérisé en ce que l'eau est chauffée en utilisant comme source de chaleur le mélange gazeux contenant de l'hydrogène du procédé pendant son transfert de l'unité de fabrication vers ltunité de purification. 5 - Procédé selon.l'une quelconque des revendications 1 à 3, caractérisé en ce que l'eau est chauffée en utilisant comme source de chaleur les fumées de combustion sortant du réacteur de reformation primaire. 6 - Procédé selon la revendication 5, caractérisé en ce que l'eau est chauffée de 1200 à 1750 C en utilisant comme source de chaleur les fumées de combustion du réacteur de reformation primaire, ces fumées se refroidissant de 2600 C à 1600 C. 7 - Procédé selon la revendication 5, caractérisé en ce que l'eau est chauffée de 2000 à 2400 C en utilisant comme source de chaleur les fumées de combustion du réacteur de reformation primaire, ces fumées se refroidissant de 4000 à 2600 C. 8 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, caractérisé en ce que l'eau est chauffée en utilisant comme source de chaleur le mélange gazeux du procédé provenant du réacteur de conversion à basse température. 9 - Procédé selon la revendication 8, caractérisé en ce que l'eau est chauffée de 1750à 2200 C en utilisant comme source de chaleur le mélange gazeux du procédé provenant du réacteur de conversion à basse température, le mélange gazeux passant de 2400 à 1900 C. 10 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, caractérisé en ce que l'eau est chauffée en utilisant comme source de chaleur le mélange gazeux du procédé provenant du réacteur de conversion à haute température. Il - Procédé selon la revendication 10, caractérisé en ce que l'eau est chauffée de 2000 C à 2300 C en utilisant comme source de chaleur le mélange gazeux. provenant du réacteur de conversion à haute température, le mélange gazeux passant de 400 C à 2600 C. 12 -. Procédé selon la revendication 10, caractérisé en ce que l'eau est chauffée de 1300 à 1800 C en utilisant comme source de chaleur le mélange gazeux provenant du réacteur de conversion à haute température, le mélange gazeux passant de 2600 à 2200 C. 13 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, caractérisé en ce que l'eau est chauffée en utilisant comme source de chaleur le mélange gazeux du procédé provenant du réacteur de reformation secondaire. 14 - Procédé selon larevendicat;.on 13, caractérisé en ce que l'eau est chauffée de 2300 à 24-00 C en utilisant comme source de chaleur le mélange gazeux provenant du réacteur de reformation secondaire, le mélange gazeux passant de 4000 à 3500 C. 15 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 14, caractérisé en ce qu'au moins une partie de l'eau servant à la saturation provient des condensats aqueux du procédé. 16 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 14, caractérisé en ce qu'au moins une partie de l'eau servant à la saturation provient de l'extérieur. 17 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 16, caractérisé en ce qu'il est appliqué à la production de gaz de synthèse de l'ammoniac. 18 - Procédé pour la production de gaz de synthèse de l'ammoniac à partir d'un hydrocarbure par réaction avec la vapeur d'eau et l'air, caractérisé en ce que l'hydrocarbure mis en oeuvre passe, avant d'entrer dans le réacteur de reformation primaire, dans une colonne de saturation à trois étages où circule de l'eau à contre-courant, cette eau étant chauffée en utilisant comme sources de chaleur, pour le premier étage, les fumées de combustion du réacteur de reformation primaire et le gaz de synthèse venant du réacteur de conversion à basse température, pour le second étage, le gaz de synthèse venant du réacteur de conversion à haute température et le gaz venant du réacteur de reformation secondaire et, pour le troisième étage, les fumées de combustion du réacteur de reformation primaire, lteau nécessaire à la saturation provenant, au moins en partie, des condensats aqueux chauffés en utilisant, comme source de chaleur, le gaz de synthèse envoyé au convertisseur à basse température. 19 - Procédé selon la revendication 18, caractérisé en ce que 11 eau est chauffée de 1200 à 2400 C en utilisant comme sources de chaleur: a) pour le premier étage, les fumées de combustion du réacteur de reformation primaire qui elles-mêmes se refroidissent de 2600 à 1600 C, et le gaz de synthèse venant du réacteur de conversion à basse température, qui lui-meme se refroidit de 2400 à 1900C, b) pour le second étage, le gaz de synthèse venant du réacteur de conversion à haute température qui lui-meme se refroidit de 4000 à 2609 C, et le gaz venant du réacteur de reformation secondaire qui lui-même se refroidit de 4000 à 3500 C, et c) pour le troisième étage, les fumées de combustion du réacteur de reformation primaire qui elles-mêmes se refroidissent de 4000 à 2600 C, l'eau nécessaire à la saturation étant constituée, au moins en partie, par les condensats aqueux chauffés en utilisant comme source de chaleur le gaz de synthèse envoyé au convertisseur à basse température ce gaz passant lui-même de 2600 à 2200 C. 20 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 18 et 19, caractérisé en ce que l'on ajoute aux condensats aqueux un supplément d'eau provenant de l'extérieur de l'installation.