Brevet FR2749004A1 — publié le 19971128

L'invention concerne un procédé pour la purification de mélanges gazeux à base d'hydrogène, pollués par diverses impuretés, dont du monoxyde de carbone et au moins une autre impureté choisie parmi le dioxyde de carbone et les hydrocarbures linéaires, ramifiés ou cycliques, saturés ou insaturés en C,-C,. Le procédé de l'invention permet notamment le perfectionnement des procédés conventionnels de séparation de l'hydrogène de type PSA, ou procédés par adsorption par variation de la pression, utilisant des zéolithes en tant qu'adsorbant. La production d'hydrogène de grande pureté est d'un grand intérêt sur le plan industriel, celui-ci étant largement utilisé dans de nombreux procédés de syntnèses tels que l'hydrocraquage, la production de méthanol, la production d'oxoalcools et les procédés d'Fsomérisation. Dans la technique antérieure, les procédés PSA se sont révélés très efficaces pour la séparation de mélanges gazeux et notamment pour la production d'hydrogène ou d'oxygène pur à partir de mélanges gazeux contaminés par diverses impuretés. Les procédés PSA mettent à profit la sélectivité d'adsorption d'un adsorbant donné pour une ou plusieurs des substances contaminantes du mélange gazeux à purifier. Le choix de l'adsorbant est délicat : il dépend d'une part de la nature du mélange à traiter. En règle générale les adsorbants sont sélectionnés en fonction de leur facilité à adsorber et à désorber un composé particulier. De fait, les procédés PSA impliquent la mise en oeuvre de cycles de pression. Dans une première phase, le lit d'adsorbant assure la séparation d'au moins un constituant du mélange par adsorption de ce constituant sur le lit d'adsorbant. Dans une deuxième phase l'adsorbant est régénéré par abaissement de la pression. A chaque nouveau cycle il est donc essentiel que la désorption soit efficace et complète, de manière à retrouver un état régénéré identique à chaque nouveau cycle. Il est clair cependant que cette facilité à adsorber puis désorber un constituant particulier d'un mélange gazeux est fonction des conditions opératoires particulières du procédé PSA envisagé et notamment des conditions de températures et de pression. Une distinction doit donc être faite entre les procédés PSA destinés à la production d'oxygène, lesquels fonctionnent généralement à des pressions d'adsorption inférieures à 5 bars (5.105 Pa), et les procédés PSA destinés à la production d'hydrogène, lesquelles peuvent mettre en jeu des pressions d'adsorption comprises entre 5 et 70 bars (5.105 et 70.10 Pa). Toutefois, dans la mesure où le mélange à purifier comprend généralement plus d'une impureté, il est souhaitable que l'adsorbant puisse adsorber puis désorber non pas une seule mais plusieurs de ces impuretés. Or, le profil et la sélectivité d'adsorption d'un constituant donné est souvent influencée par la présence, dans le mélange gazeux, d'autres impuretés, et ceci par exemple en raison d'une éventuelle compétition ou d'un empoisonnement de l'adsorbant. Ces différentes considérations rendent compte de la complexité du problème de l'optimisation des procédés PSA par amélioration de l'adsorbant. Des études récentes ont montré que dans le cas de mélanges contenant de l'azote, de l'oxygène, de l'hydrogène, du méthane et de l'argon ou de l'hélium, les zéolithes échangées au lithium permettent une nette amélioration des performances. Il résulte notamment des différents travaux de recherche effectués, que les critères de sélection à prendre en compte pour le choix de l'adsorbant sont sa capacité d'adsorption de l'azote, sa sélectivité azote/oxygène, sa résistance mécanique (le tassement de l'adsorbant devant être possible sur une certaine hauteur, sans écrasement) et la perte de charge occasionnée, et ceci naturellement dans le cas de mélanges gazeux comprenant à la fois de l'azote et de l'oxygène en vue d'une purification de l'oxygène. On se reportera par exemple aux brevets US 5 152 813 et US 5 258 058 ainsi qu'à la demande de brevet S z 297 542 lesquels décrivent l'utilisation de zéolithe ce type X échangées au lithium dans des procédés PSA destinés à la production d'oxygène. L'enseignement de ces documents n'est cependant pas généralisable à la purification de mélanges gazeux contenant des impuretés du type du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone ou des hydrocarbures en C -C dont la présence modifie le profil d'adsorption de l'azote par la zéolithe. Or, ces impuretés sont les plus fréquemment rencontrées dans les unités PSA de purification de l'hydrogène. D'autre part, les pressions d'adsorption mises en jeu dans l'art antérieur cité étant généralement bien inférieures à 5 bars (5.105 Pa) ne correspondent pas à celles utilisées généralement pour les procédés PSA de production d'hydrogène. Et de fait, concernant la production d'hydrogène à partir d'un mélange gazeux à base d'hydrogène contenant à titre d'impuretés CO, CO2, CH4, NH-, H S, N2 et H2O, US 3 430 418 propose la combinaison de deux types d'adsorbant, le premier qui est un charbon actif assurant l'élimination de CH4, C 2 et H2O, le second qui est une zéolithe de type A au calcium permettant l'élimination de l'azote et du monoxyde de carbone. De façon à améliorer les performances des procédés PSA de production de l'hydrogène et notamment en vue d'obtenir un meilleur rendement en hydrogène, l'on a jusqu'à présent joué essentiellement sur le nombre et la disposition des lits d'adsorbants fonctionnant en parallèle. Les documents US 4 381 189 et FR 2 330 433 illustrent notamment une telle démarche. La présente invention repose sur la découverte que l'association d'un type particulier de zéolithe avec un second adsorbant de type gel de silice, charbon actif ou charbon préfiltre permet l'élimination, à partir d'un mélange gazeux d'hydrogène, d'impuretés du type du monoxyde de carbone, du dioxyde de carbone, des hydrocarbures linéaires, ramifiés ou cycliques, saturés ou insaturés en C1-C8 ainsi que de l'azote tout en entraînant une augmentation significative de la productivide. Tel qu'il est utilisé ici, le terme productivtté désigne le rapport du volume d'hydrogène produit, mesuré dans les conditions normales de température et de pression, par heure et par volume ou poids d'adsorbant. Plus précisément, l'invention a trait à un procédé pour la séparation de l'hydrogène contenu dans un mélange gazeux pollué par du monoxyde de carbone et renfermant au moins une autre impureté choisie dans le groupe constitué du dioxyde de carbone et des hydrocarbures linéaires, ramifiés ou cycliques, saturés ou insaturés en C1-C8, comprenant la mise en contact dans une zone d'adsorption du mélange gazeux à purifier avec, dans un ordre quelconque, un premier adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en C1-CB et un second adsorbant qui est une zéolithe du type faujasite échangée à au moins 80% au lithium et dont le rapport Siil est inférieur à 1,5. Le procédé de l'invention est plus particulièrement approprié à l'élimination du monoxyde de carbone à partir de mélanges gazeux à base d'hydrogène contenant en outre d'autres impuretés telles que du dioxyde de carbone ou des hydrocarbures linéaires, ramifiés ou cycliques, saturés ou insaturés en C1-C8, du type méthane, éthane, butane, propane, benzène, toluène ou xylène. De même, l'azote gazeux éventuellement présent dans le mélange gazeux, est séparé de l'hydrogène par adsorption sur le lit d'adsorbant particulier, mis en oeuvre dans le procédé de l'invention. Selon un mode de réalisation préféré, le mélange gazeux est constitué de monoxyde de carbone, de dioxyde de carbone, de méthane, d'azote et d'hydrogène. Comme mélanges gazeux pouvant convenir, on peut citer les mélanges gazeux issus d'unités de craquage catalytique, d'unités de craquage thermique, d'unités de reormage catalytique ou d'unités d'hydrotraitement. La pureté de l'hydrogène issu du procédé de l'invention est d'au moins 99,999% lorsque le mélange gazeux à purifier est constitué de plus de 45% d'hydrogène gazeux. Cette pureté peut atteindre cependant jusqu'à 99,999999 % ou plus, suivant les conditions opératoires mises en jeu et la quantité d'adsorbant utilisée. La purification d'un mélange gazeux contenant moins de 45% d'hydrogène gazeux n'est pas souhaitable, dans la mesure où il nécessiterait une quantité excessive d'adsorbant et une taille démesurée des installations de façon à pouvoir atteindre une pureté acceptable. Il va sans dire que plus la proportion d'hydrogène dans le mélange gazeux de départ est importante, plus l'hydrogène récupéré en sortie de la zone d'adsorption sera pur. On considère que le procédé de l'invention conduit aux meilleurs résultats lorsque le pourcentage d'hydrogène dans le mélange gazeux à traiter est d'au moins 70% En règle générale, dans le cadre de l'tnvention, la zone d'adsorption est maintenue à une pression comprise entre 5 et 70 bars (5.105 et 70.105 Pa) lors de la mise en contact du mélange gazeux à purifier avec lesdits premier et second adsorbants. Il doit être entendu cependant qu'une pression supérieure ne nuit pas à ia conduite de la purification. Cependant, dans un souci d'économie d'énergie et en raison du coût élevé d'installations résistant à la pression, on évite généralement les pressions situées au-dessus de 70 bars (70.105 Pa). Des pressions inférieures à 5 bars (5.105 Pa) ne sont généralement pas mises en oeuvre pour la production d'hydrogène par adsorption des impuretés sur un lit d'adsorbant, et ceci pour des raisons d'efficacité. De préférence, la pression régnant dans la zone d'adsorption sera maintenue à une valeur inférieure à 50 bars (50.105 Pa), mieux encore inférieure à 30 bars (30.10 Pa). Selon un mode de réalisation préféré de l'invention, la zone d'adsorption est maintenue au-dessus de 5 bars (5.105 Pa), mieux encore au-dessus de 6 bars (6.105 Pa), de préférence au-dessus de 15 bars (15.105 Pa). Ainsi, la pression de la zone d'adsorption sera pré érablement comprise entre 15 et 30 bars (à savoir entre 15.105 et 30.105 Pa). La température du mélange gazeux entrant et de la zone d'adsorption n'est pas déterminante selon l'invention. Elle est généralement maintenue constante pendant la phase d'adsorption des impuretés. D'ordinaire cette température est comprise entre 0 et 500C, préférablement entre 30 et 45 C pendant l'adsorption. Dans la zone d'adsorption, les premier et second adsorbants sont disposés de telle sorte que le mélange gazeux les traverse l'un après l'autre. L'ordre dans lequel a lieu la mise en contact du mélange gazeux avec lesdits premier et second adsorbants n'est pas essentiel pour assurer le succès de la purification. Néanmoins, on a constaté que l'efficacité de la séparation pouvait être optimisée en plaçant, à l'entrée de la zone d'adsorption, l'adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en C > -CS et, en sortie de la zone d'adsorption, l'adsorbant de type faujasite au lithium. Ce résultat bien qu'empirique, peut s'expliquer du fait que l'efficacité d'adsorption de la zéolithe de type faujasite se trouve augmentée une fois les impuretés de type hydrocarbures en Cl-C8 et dioxyde de carbone arrêtées par le premier adsorbant. En tant qu'adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en C1-C8, on peut utiliser un charbon actif, un charbon préfiltre, un gel de silice ou un mélange de ces différents adsorbants dans une proportion quelconque. Lorsque l'on choisit un tel mélange, il est préférable de disposer les différents constituants du mélange, dans la zone d'adsorption, sous forme de couches séparées de façon à ce que le mélange gazeux vienne tour à tour au contact de chaque couche. Les gels de silice utilisables selon l'invention sont ceux couramment utilisés dans la technique. Ces gels sont disponibles dans le commerce notamment auprès de SOLVAY (gels sorbead). Les charbons pré filtres sont des charbons actifs de forte porosité et de faible densité. Les charbons actifs et charbons préfiltres sont par exemple commercialisés par NORIT, CARBOTECH, CECA, PICA ou CHEMVIRON. Le second adsorbant est selon l'invention une zoolithe de type faujasite échangée à au moins 80% au . . . Les zéolithes sont un groupe d'aluminosilicates métalliques naturels ou synthétiques hydratés dont la plupart présentent une structure cristalline. Les zéolithes diffèrent les unes des autres de par leur composition chimique, leur structure cristalline et leurs propriétés physiques. De façon schématique, les cristaux de zéolithe sont constitués de réseaux de tétrahèdres de SiS, et de Al04 imbriqués. Un certain nombre de cations, par exemple des cations de métaux alcalins et alcalinoterreux tels que le sodium, le potassium, le calcium et le magnésium, inclus dans le réseau cristallin assurent la neutralité électrique de la zéolithe. Les zéolithes de type faujasite, également désignées dans la technique par zéolithe X sont des zéolithes cristallines de formule (0,9 + 0,2) M 2/n 0 : Au203: 2,5 + 0,5 SiO2 : yH2O dans laquelle M représente un métal alcalin ou alcalinoterreux, n est la valence du métal M, et y prend une valeur quelconque entre 0 et 8 suivant la nature de M et le degré d'hydratation de la zéolithe. US 2 882 244 a trait à ce type particulier de zéolithe. On sélectionnera selon l'invention les zéolithes X dont le rapport Si/Al est inférieur à 1,5. De manière préférée, ce rapport est compris entre 1 et 1,2 étant entendu qu'une valeur de 1 est plus particulièrement recommandée. Les zéolithes X sont disponibles dans le commerce notamment auprès des sociétés suivantes : Bayer, UOP, CECA, Ueticon, Grace Davison ou Tosoh. Les zéolithes 13X proposées par ces distributeurs sont notamment appropriées comme matériaux de départ pour la préparation des zéolithes X échangées au lithium utilisables selon 1' -nvention en tant qu'adsorbant. Cela étant, le procédé de l'invention n'est pas limité à l'utilisation de faujasites commercialisées. li' emploi d'une zéolithe de porosité plus ou moins élevée cue celle des zéolithes X industrielles actuellement aisponibles dans le commerce n'est par exemple pas exclu. Selon l'invention, les zéolithes peuvent être sous la forme de poudres cristallines ou d'agglomérats. Les agglomérats de zéolithes sont obtenus de façon ccnventionnelle par mise en oeuvre de procédés classiques d'agglomération. La zéolithe agglomérée peut par exemple être préparée par mélange d'une poudre cristalline de zéolithe avec de l'eau et un liant (généralement sous forme de poudre), puis pulvérisation de ce mélange sur des agglomérats de zéolithes jouant le rôle de germe d'agglomération. Pendant la pulvérisation les agglomérats de zéolithe sont soumis à une rotation continue sur euxmêmes. Ceci peut être réalisé en disposant les agglomérats dans un réacteur en rotation sur lui-même autour d'un axe de rotation, ledit axe de rotation étant préférablement incliné par rapport à la direction verticale. Par ce procédé, couramment désigné dans la technique par procédé "boule de neige" on obtient des agglomérats sous forme de billes. Les agglomérats ainsi obtenus sont ensuite soumis à une cuisson à une température comprise entre environ 500 et 7000C, de préférence à une température voisine de 600"C. Comme exemple de liant, l'homme du métier pourra recourir à une argile telle que du kaolin, de la silice ou de l'alumine. La zéolithe agglomérée ainsi obtenue, laquelle comprend un liant, peut servir à la préparation de zéolithe agglomérée sans liant également utilisable dans le procédé de l'invention. De façon à convertir le liant en phase zéolithique, on peut procéder en effet à la cuisson ultérieure des agglomérats zéolithiques avec liant, ce par quoi, après cristallisation, on obtient des agglomérats zéolithiques sans liant. Selon l'invention, les zéolithes X utilisables en tant qu'adsorbant sont soumises à un traitement ultérieur visant à introduire des cations lithium au sein du réseau cristallin. Ceci est réalisé par échange d'ions, une partie des cations Mn+ initialement contenus dans la zéolithe étant échangée par des cations lithium. La combinaison des premier et second adsorbants décrits ci-dessus conduit à une amélioration de la purification du mélange gazeux d'hydrogène et de la productivité globale, lorsque le second adsorbant est une zéolithe de type faujasite X échangée à au moins 80% au 1 nlum. On entend par zéolithe échangée à au moins 8Ut au lithium, une zéolithe dont au moins 80% des motifs AlO- sont associés à des cations lithium. Pour la préparation de telles zéolithes, on pourra utiliser le protocole opératoire suivant au départ d'une zéolithe cristalline de type faujasite : au travers d'une colonne garnie de grains de zéolithe de type faujasite maintenue à une température comprise entre 70 et 95 C, on fait percoler une solution aqueuse d'halogénure de lithium telle qu'une solution aqueuse de chlorure de lithium, dont on ajuste le pH entre 7 et 9 uer addition de lithine. Cette opération est poursuivie pendant un temps suffisant de façon à échanger au moins EO des cations de la zéolithe. On estime généralement que pour introduire une quantité donnée d'ions lithium dans la zéolithe, il est nécessaire d'éluer la colonne avec 4 à 12 fois cette quantité d'ions lithium. On détermine ainsi facilement le volume de solution d'halogénure de lithium devant être déversée en tête de colonne, compte-tenu de la normalité de la solution. De préférence, on utilisera une solution aqueuse de chlorure de lithium dont la normalité est comprise entre 0,5 et 1,5 N, mieux encore une solution aqueuse lu de chlorure de lithium. De façon avantageuse, on maintiendra par ailleurs la température de la zéolithe ainsi que celle de la solution de chlorure de lithium à 95 C pendant que s opère l'échange d'ions. I1 doit être entendu cependant que ce mode opératoire n'est proposé qu'à titre illustratif et que tout autre procédé connu de l'état de la technique permettant d'aboutir à une zéolithe de type faujasite échangée à au moins 80% au lithium peut être mis en oeuvre. Suivant le volume et la composition de la solution aqueuse de chlorure de lithium éluée au travers ce la colonne, il est ainsi possible d'ajuster le degré d'échange. Ainsi les zéolithes de type faujasite échangées à plus de 90% au lithium sont plus particulièrement préférées. Avant utilisation des zéolithes au lithium ainsi préparées, une activation de celles-ci est nécesaire. Selon l'invention, on entend par activation d'une zéolithe sa déshydratation, c'est-à-dire l'élimination de l'eau d'hydratation contenue dans la zéolithe. En règle générale, on fait en sorte que la pression partielle de l'eau dans le gaz au contact de la zéolithe soit inférieure à environ 0,4 atmosphère (4.104 P ), de préférence 0,1 atmosphère (1.104 Pa) après activation. Les procédés d'activation des zéolithes sont connus dans la technique. L'une de ces méthodes consiste à soumettre la zéolithe à une pression d'environ 0,1 à 10 atmosphères (1.104 Pa à 1.106 Pa) tout en faisant passer un courant d'un gaz inerte au travers du lit d'adsorbant constitué de ladite zéolithe et tout en chauffant ladite zéolithe jusqu'à une température comprise entre 300 et 6500C à une vitesse de montée en température d'environ 0,1 à 40"C par minutie. En variante, on peut activer la zéolithe en la maintenant sous un vide d'environ 0,1 atmosphère (1.104 Pa) ou inférieur tout en chauffant la zéolithe jusqu'à une température d'environ 300 à 650"C sans nul besoin de recourir au balayage par un gaz inerte. Une autre alternative consiste à activer la zéolithe par un procédé utilisant des micro-ondes tel que décrit dans le brevet US 4 322 394. Pour la mise en oeuvre du lit d'adsorbant, on peut a priori combiner les premier et second adsorbants dans un rapport pondéral quelconque. Néanmoins, on a pu constaté qu'un rapport pondéral du premier adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en --C au second adsorbant de type zéolithe compris entre 10/90 et 85/15 est particulièrement avantageux du point de vue de l'efficacité de la purification et de la productivité globale. De façon empirique, on a pu observer que ce rapport est idéalement compris entre 60/40 et 80/20. De façon à produire de l'hydrogène en continu, il est connu de disposer en parallèle un certain nombre de lits d'adsorbant que l'on soumet en alternance à un cycle d'adsorption avec compression adiabatique et ne désorption avec décompression. De telles installations sont notamment mises en oeuvre dans les procédés PSA d'adsorption par variation de la pression. Le cycle de traitement auquel est soumis chaque lit d'adsorbant comprend les étapes consistant à a) faire passer un mélange gazeux à base d'hydrogène pollué par du monoxyde de carbone et renfermant au moins une autre impureté choisie dans le groupe constitué du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en -C dans une zone d'adsorption comprenant, dans un ordre quelconque, un premier lit d'adsorbant constitué d'un premier adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en Cl-Ce et un second lit d'adsorbant constitué d'un second adsorbant qui est une zéolithe de type faujasite échangée à au moins 80% au lithium dont le rapport Si/Ai est inférieur à 1,5; b) désorber le monoxyde de carbone et l'autre ou les autres impuretés adsorbées sur lesdits premier et second adsorbants par instauration d'un gradient de pression et abaissement progressif de la pression dans ladite zone d'adsorption de façon à récupérer le monoxyde de carbone et l'autre ou les autres impuretés par l'entrée de ladite zone d'adsorption; et c) remonter en pression ladite zone d'adsorption par introduction d'un courant d'hydrogène pur par la sortie de la zone d'adsorption. Ainsi, chaque lit d'adsorbant est soumis à un cycle de traitement comprenant une première phase de production d'hydrogène, une seconde phase de décompression et une troisième phase de recompression. Il est clair qu'en ajustant les conditions opératoires de l'étape a) conformément aux modes de réalisation préférés décrits ci-dessus, on aboutit à une amélioration des rendement et productivité ainsi qu a une amélioration de la pureté de l'hydrogène récupéré en sortie. Ainsi, on optera de préférence pour la purification d'un mélange gazeux constitué à plus de 708 d'hydrogène et comprenant à titre d'impureté de l'azote, du méthane, du CO et du CO2, que l'on mettra en contact avec un lit d'adsorbant constitué de charbon actif et de faujasite échangée à plus de 90% au lithium, le rapport pondéral du charbon actif à la faujasite étant préférablement compris entre 60/40 et 80/20. De manière préférée, la zone d'adsorption est maintenue sous une pression comprise entre 5 et 70 bars (5.105 et 70.105 Pa), de préférence entre 15 et 30 bars (15.10D et 30.105 Pa) et à une température comprise entre 0 et 80"C. La capacité des lits d'adsorbant est limitée par la dimension maximale qui peut être utilisée soit à cause de la résistance mécanique des particules individuelles d'adsorbant, soit à cause de la dimension maximale qu'on peut utiliser pour l'expédition des récipients contenant les adsorbants. C'est pourquoi, le for.ctionnement de 4 à 10 lits d'adsorbants disposés en parallèle est chose courante dans la technique. De façon à optimiser les procédés PSA, les phases de décompression et de compression des différents lits d'adsorbant sont synchronisées : il est notamment avantageux d'introduire des étapes d'égalisation de pression entre deux lits d'adsorbant, l'un de ces deux lits étant en phase de décompression, l'autre en phase de recompression. L'invention est décrite maintenant en référence aux exemples de réalisation 1 et 2 et à la figure 1 annexée. La figure 1 représente de façon schématique une installation pour la mise en oeuvre d'un procédé PSA de production d'hydrogène, comprenant dix lits d'adsorbant 1 à 10. La figure 2 représente l'évolution de la pression au sein d'une zone d'adsorption au cours d'un cycle de traitement de purification d'un mélange gazeux à base d'hydrogène par un procédé PSA. La figure 3 représente les variations de la capacité d'adsorption de diverses zéolithes en fonction de a pression d'adsorption. Sur la figure 1, seules les conduites par esquelles circule l'hydrogène, à un instant donné, ont été représentées. Plus précisément, à l'instant considéré les lits 1 à 3 sont en phase de production, les lits 4 à 7 sont en phase de décompression et les lits 8 à 10 sont en phase de recompression. Les lits 1 à 3 sont respectivement alimentés en mélange gazeux à purifier via les conduites 11, 12 et 13. Les conduites 11, 12 et 13 sont chacune reliées à une source de mélange gazeux 14 par l'intermédiaire d'une seule et même conduite 15 dans laquelle débouchent les conduites 11, 12 et 13. En sortie des zones d'adsorption 1 à 3, l'hydrogène purifié est récupéré via les conduites 16, 17 et 18. Les conduites 16 à 18 débouchent toutes trois dans une conduite 19 qui amène l'hydrogène purifié, issu des conduites 16, 17 et 18, vers une enceinte de stockage 22 via les conduites 19 et 21. Une partie de l'hydrogène produit est prélevée sur la conduite 19 via la conduite 22 et amenée jusqu'au lit d'adsorbant 10 lequel est alors en fin de phase de recompression : on procède ainsi à une égalisation de pression entre les lits d'adsorbant 1 à 3 en phase de production et le lit d'adsorbant 10 lequel est en fin de cycle de traitement. Pendant ce même temps, on opère à une égalisation de pression des lits d'adsorbant 4 et 8 d'une part et 4 et 9 d'autre part. Pour ce faire, les entrées respectives des zones d'adsorption 4, 8 et 9 sont hermétiquement fermées. Les lits d'adsorbants 4 et 8 sont mis en communication l'un avec l'autre via une conduite 23. Le lit d'adsorbant 4 entrant en phase de décompresson est encore sous une pression d'hydrogène relativement élevée, alors que le lit d'adsorbant 8 qui est en début de phase de recompression est à une pression bien inférieure. Suite à la différence de pression existant entre les lits d'adsorbant 4 et 8, l'hydrogène est entraîné du lit d'adsorbant 4 vers le lit d'adsorbant 8, ce qui contribue à la recompression du lit d'adsorbant 8 et à la récompression concomitante du lit d'adsorbant 4. La conduite 23 débouche plus précisément dans des conduites 24 et 25, la conduite 24 étant reliée au lit d'adsorbant 8 et la conduite 25 étant reliée au lit ^'adsorbant 9. Ainsi, par l'intermédiaire des conduites 23 et 25 les lits d'adsorbant 4 et 9 sont également mis en communication l'un avec l'autre : on procède de fait simultanément à une égalisation de pression des lits d'adsorbant 4 et 8 d'une part et 4 et 9 d'autre part. De la même manière, on opère une égalisation de pression entre les lits d'adsorbant 5 et 7, ces deux lits étant mis en communication l'un avec l'autre par l'intermédiaire d'une conduite 26. Là encore, dans la mesure où la pression régnant au sein du lit d'adsorbant 5 est supérieure à la pression régnant au sein de la zone d'adsorption 7, l'hydrogène s'écoule du lit d'adsorbant 5 vers le lit d'adsorbant 7. On aboutit ainsi à une ecalisation de pression. Néanmoins, dans la mesure où les lits d'adsorbants 5 et 7 sont l'un en cours de décompression et l'autre en fin de phase de décompression, on souhaite, non pas égaliser les pressions de ces zones d'adsorption mais au contraire abaisser la pression régnant dans la zone d'adsorption 7 par rapport à la pression régnant dans la zone d'adsorption 5. Ceci est réalisé en laissant s'évacuer l'excès d'hydrogène de la zone d'adsorption 7 via l'entrée 27 de la zone d'adsorption 7. Le lit d'adsorption 6 est également en phase de décompression. Sa pression est abaissée simplement par évacuation de l'hydrogène via l'entrée 28 de la zone d'adsorption 6. C'est à ce stade de décompression qu'a lieu la désorption des impuretés adsorbées sur le lit d'adsorbant. Exemples Dans les exemples qui suivent on réalise la purification de deux mélanges gazeux M1 et M2 dont les csmpositions sont indiquées dans le tableau 1 ci-dessous. Dans ce tableau, les pourcentages sont des pourcentages volumiques. TABLEAU 1 CH4 (%) CO(%) CO2(%) N2 (%) H2(%) Ml 3 3 22 2 70 M2 3 3 22 0 72 Pour ce faire, on utilise une installation analogue à celle décrite en référence à la figure 1, comprenant 10 lits d'adsorbant. Le cycle de traitement mis en oeuvre est schématisé figure 2. Plus précisément, on a représenté sur la figure 2, l'évolution de la pression au sein d'un lit d'adsorbant au cours du temps. Dans tous les cas, les lits d'adsorbant sont garnis de charbon actif d'une part et d'une zéolithe d'autre part. Le charbon actif utilisé est du type de ceux généralement mis en oeuvre dans les différents procédés de séparation de l'hydrogène par adsorption par variation de la pression (PSA/H2). Dans le cas des exemples comparatifs 1, 3 et 4, la zéolithe est la zéolithe 5A vendue par la société Prccatalyse sous la référence 5APS. Dans le cas de l'exemple comparatif 2, la zéolithe est la zéolithe 5A vendue par la société Bayer stus la référence Baylith K. Dans le cas des exemples 1 à 3 conformes à l'invention, la zéolithe utilisée est une zéolithe X échangée à 90% au lithium. Les zéolithes Baylith K R (Bayer) et 5APS R (rocatalyse) sont des zéolithes A contenant en tant que cations échangeables des ions Nas et Ca2t,et, présentant oas pores d'une taille d'environ 5A. La zéolithe 5APS R qui se présente sous la forme de produits d'extrusion d'un diamètre de 1,6 mm et 3,2 mm est en outre caractérisée par - une perte au feu comprise entre 1 et 1,5%, à 550 C; - une masse volumique apparente comprise entre 0,69 et 0,73 g/cm3; - une chaleur spécifique de 0,23 kcal.kg1. 0C1; - une chaleur d'adsorption de l'eau d'au plus 1000 kcal/kg; - une adsorption statique de l'eau comprise entre 17,0 et 19 g d'eau pour 100 g d'adsorbant à une humidité relative de 10%; et - une adsorption statique de l'eau comprise entre 20 et 22 g d'eau pour 100 g d'adsorbant à une humidité relative de 60%. La zéolithe X échangée à 90% au lithium est préparée de la façon suivante au départ d'une faujasite 13X présentant un rapport Si/Al de 1,25 et contenant environ 20% de liant Au travers d'une colonne garnie de 1 kg de cette faujasite, on fait percoler une solution aqueuse 1,94 N de chlorure de lithium contenant 60 mmol/l de chlorure de sodium, dont on a préalablement ajusté le pH à 8, par addition de lithine. Lors de cette opération, colonne est maintenue à une température de 95 C. La zéolithe échangée au lithium obtenue est caractérisée par la courbe isotherme passant par les points marqués z de la Figure 3. Cette courbe isotherme a été tracée à 20 C par analyse volumétrique au moyen d'un appareil Sorptomatic MS 190 de chez FISONS après activation sous vide de la zéolithe à 4000C pendant 8 heures. Plus précisément, cette courbe représente les variations de la capacité d'adsorption de l'azote exprimée en cm3 par gramme en fonction de la pression d'adsorption (exprimée en bars). Avant leur mise en place dans les différentes zones d'adsorption les zéolithes sont activées sous vide à 4000C pendant 8 heures. On dispose le charbon actif en entrée de la zone d'adsorption, la zéolithe étant disposée en sortie de ladite zone d'adsorption de telle sorte que ces deux adsorbants forment deux couches superposées distinctes. La température des lits d'adsorbant est maintenue à 40"C. Plusieurs expériences sont alors réalisées pour tester l'efficacité du procédé de l'invention; dans ces expériences on modifie les valeurs des pressions adsorption (atteinte en fin de phase de compression) de de désorption (atteinte en fin de phase de décompression) et on détermine les rendement et productivité résultants. La productivité P est définie ici comme le rapport du volume d'hydrogène produit, mesuré dans les conditions normales de température et de pression, par heure et par m3 d'adsorbant. Le rendement R du procédé correspond au rapport du volume d'hydrogène pur produit, mesuré dans es conditions normales de température et de pression r au volume d'hydrogène contenu dans le gaz effluent à purifier, également mesuré dans les conditions normales de température et de pression. Dans les exemples ci-dessous les rendements productivités rapportés dans les tableaux 2 et 3 sont des rendements et productivités relatifs. De fait, l'exemple comparatif 1 a été choisi comme référence, c'est-à-dire que pour cet exemple les rendement et productivité relatifs ont été fixés à 100: cet exemple illustre plus précisément la purification du mélange M1 décrit au tableau 1 en présence d'un adsorbant constitué de 70% en poids de charbon actif et de 30% en poids de zéolithe 5APS, la pression d'adsorption étant fixée à 2 bars (2.105Pa) et la pression de désorption étant de 20 bars (20.105Pa). Par conséquent, dans le cas de tous les autres exemples, les rendements et productivités relatifs R et PR sont respectivement donnés par les équations R x 100 P x 100 Rr = --------- et Pr = ---------- Rc1 Pc1 où R et P sont tels que définis ci-dessus et Rc1 et Pc1 sont respectivement les rendement et productivité réels déterminés dans le cas de l'exemple comparatif 1. Les résultats obtenus dans le cas des exemples comparatifs ont été rapportés dans le tableau 2 ci-dessous en fonction des conditions de pression sélectionnées, et des rapports massiques charbon actif/zéolithe utilisés TABLEAU 2 Ex. Zéolithe Rapport massique Mélange Pression Pression de Rendement Productivité comparatif charbon actif/ gazeux à d'adsorption désorption relatif relative zéolithe purifier (bars) (bars) 1 5APS 70/30 M1 20 2 100 100 2 Baylith 70/30 M1 20 2 96,1 98 K 3 5APS 75/25 M2 23 1,6 100 100 4 5APS 75/25 M2 33 1,6 100 100 Les résultats obtenus en utilisant la zéolithe échangée au lithium conformément au procédé de l'invention ont été recueillis dans le tableau 3 dans le cas des trois exemples suivants TABLEAU 3 Ex. Rapport massique Mélange Pression Pression de Rendement Productivi charbon actif/ gazeux à d'adsorption désorption relatif té relative zéolithe au Li purifier (bars) (bars) 1 70130 M1 20 2 103,5 113,4 2 75/25 M2 23 1,6 101,7 112,3 3 75/25 M2 33 1,6 101,6 111,3 Dans le cas des exemples 1 à 3 la pureté de l'hydrogène produit était de 99,999%. Il résulte clairement de ces résultats que la combinaison de charbon actif et de zéolithe X échangée au lithium conduit à de meilleures valeurs du rendement et de la productivité. Sur la figure 3 annexée, sont représentées les courbes isothermes de variation de la capacité d'adsorption de l'azote dans le cas de chacune des zéolithes étudiées dans les exemples 1 à 3 et les exemples comparatifs 1 à 4, en fonction de la pression d'adsorption. Sur ces courbes on a porté la quantité Q d'azote adsorbée (exprimée en cm3 par gramme) en ordonnées et la pression d'adsorption (exprimées en bars) en abscisses. Les points concernant la zéolithe échangée au llthium des exemples 1 à 3 sont marqués C; les points concernant la zéolithe A Baylith K R (Bayer) sont marqués et les points concernant la zéolithe A 5APSR (Procatalyse) sont marqués t. Ces courbes ont été tracées à 20 C par analyse volumétrique au moyen d'un appareil Sorptomatic MS 190 de chez FISONS après activation sous vide des zéolithes à 4000C pendant 8 heures. Il résulte clairement de ces courbes que la apacité d'adsorption de la zéolithe au lithium est nettement supérieure. De même, la capacité d'adsorption te la zéolithe Baylith K commercialisée par Bayer est plus importante que celle de la zéolithe 5 APS. Or, à la lumière des résultats obtenus précédemment, les rendement et productivité obtenus dans les procédés PSA de production de l'hydrogène sont les meilleurs pour la zéolithe X échangée au lithium et les moins bons dans le cas de la zéolithe A Baylith K tommercialisée par Bayer. On démontre ainsi que la capacité adsorption d'une zéolithe pour l'azote, jusqu'à présent considérée comme un critère important pour le choix de la zéolithe la plus efficace, est sans relation directe avec les rendement et productivité finalement obtenus tans les procédés PSA de production de l'hydrogène. REVENDICATIONS 1 - Procédé pour la séparation de l'hydrogène contenu dans un mélange gazeux pollué par du monoxyde de carbone et renfermant au moins une autre impureté choisie dans le groupe constitué du dioxyde de carbone et des hydrocarbures linéaires, ramifiés ou cycliques, saturés ou insaturés en C1-CB, comprenant la mise en contact dans une zone d'adsorption du mélange gazeux à purifier avec, tans un ordre quelconque, un premier adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en C1-C8 et un second adsorbant qui est une zéolithe de type faujasite échangée à au moins 80% au lithium dont le rapport Si/Al est inférieur à 1,5. 2 - Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le mélange gazeux à purifier est constitué à plus de 45% d'hydrogène gazeux, et de préférence à plus de 70%. 3 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 2, caractérisé en ce que le mélange gazeux comprend en outre de l'azote à titre d'impureté. 4 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, caractérisé en ce que le mélange gazeux est un mélange d'hydrogène, de monoxyde de uarbone, de dioxyde de carbone, de méthane et d'azote. 5 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 4, caractérisé en ce que la zone 'adsorption est maintenue sous une pression comprise entre 5 et 70 bars (5.105 et 70.105 Pa), de préférence entre 15 et 30 bars (15.105 et 30.105 Pa). 6 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 5, caractérisé en ce que le mélange gazeux à purifier est tout d'abord mis en contact avec le premier adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en C1-C8, puis dans un deuxième temps avec le second adsorbant de type faujasite au lithium. 7 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que le premier adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en C1-C8 est un charbon actif, un charbon préfiltre, un gel de silice ou un mélange de ceux-ci. 8 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 7, caractérisé en ce que le premier adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en C1-C8 est un charbon actif 9 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 8, caractérisé en ce que le second adsorbant est une zéolithe de type faujasite échangée à au moins 90% au lithium. 10 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 9, caractérisé en ce que le second adsorbant est une zéolithe de type faujasite dont le rapport Si/Al est compris entre 1 et 1,2, et est de préférence égal à 1. 11 - Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 10, caractérisé en ce que le rapport pondéral du premier adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en C1-C8 au second adsorbant de type faujasite est compris entre 10/90 et 85/15, de préférence entre 60/40 et 80/20. 12 - Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'il comprend la mise en oeuvre d'un cycle de traitement comprenant les étapes consistant à a) faire passer un mélange gazeux à base d'hydrogène pollué par du monoxyde de carbone et renfermante au moins une autre impureté choisie dans le groupe constitué du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en C-C dans une zone d'adsorption comprenant, dans un ordre quelconque, un premier lit d'adsorbant constitué d'un premier adsorbant sélectif du dioxyde de carbone et des hydrocarbures en Cl-C8 et un second lit d'adsorbant ccnstitué d'un second adsorbant qui est une zéolithe de type faujasite échangée à au moins 80% au lithium dont le rapport Si/Al est inférieur à 1,5; b) désorber le monoxyde de carbone et l'autre ou les autres impuretés adsorbées sur lesdits premier et second adsorbants par instauration d'un gradient de pression et abaissement progressif de la pression dans ladite zone d'adsorption de façon à récupérer le monoxyde de carbone et l'autre ou les autres impuretés par 'e.ltrée de ladite zone d'adsorption; et c) remonter en pression ladite zone d'adsorption par introduction d'un courant d'hydrogène pur par la sortie de la zone d'adsorption. 13 - Procédé selon la revendication 12, caractérisé en ce qu'à l'étape a) la zone d'adsorption est maintenue sous une pression comprise entre 5 et 70 bars (5.105 et 70.105 Pa), de préférence entre 15 et 30 bars (15.105 et 30.10 Pa) et à une température comprise entre 0 et 80"C.