FR 2781692 A1 20000204 FR 9809821 A 19980731 La présente invention concerne un procédé et une installation permettant de traiter un fluide comportant au moins un ou plusieurs composés G1 ayant un diamètre cinétique supérieur ou égal à celui du méthane et au moins un ou plusieurs composés de type G2 ayant un diamètre cinétique égal ou inférieur à celui de l'azote, notamment pour les séparer à haute pression. Le procédé s'applique pour éliminer le dioxyde de carbone et/ou l'azote contenu dans un gaz naturel comportant principalement du méthane, selon un procédé à pression élevée. Environ 35% des réserves mondiales de gaz naturel disponibles comportent des teneurs non négligeables en composés de faible pouvoir calorifique tels que l'azote ou le dioxyde de carbone. La présence de ces composés peut être naturelle ou résulter de l'utilisation d'un procédé de récupération assistée. La présence de tels composés, notamment lorsqu'ils se présentent en grande quantité (typiquement en concentration supérieure à 5% mol.), réduit le pouvoir calorifique du gaz. Les caractéristiques du gaz sont alors incompatibles avec les spécifications des systèmes de transport et de distribution commerciaux existants, puisque son pouvoir calorifique peut alors être inférieur à 960 BTU/SCF, ce qui correspond en moyenne à des teneurs en azote et en dioxyde de carbone respectivement supérieures à 4% et à 2% molaire. Actuellement moins de 10% des champs de gaz contenant de l'azote en grande quantité (teneur supérieure à 5% mol.) sont mis en production. Différents procédés permettant d'éliminer le dioxyde de carbone ou l'azote sont connus de l'art antérieur. Il est ainsi possible d'opérer par distillation cryogénique. Un tel procédé conduit en règle générale à des coûts d'investissement élevés. D'autres procédés sur site, utilisent des amines ou un solvant réfrigéré. Ils sont bien adaptés lorsque les teneurs en dioxyde de carbone dans le gaz sont inférieures 2 2781692 ou égales à 10%. Pour des teneurs supérieures, les coûts d'investissement de ces procédés existants se révèlent être souvent importants. L'utilisation des procédés d'adsorption pour la déazotation ou la décarbonatation du gaz naturel est bien connue et un certain nombre de brevets y font référence aussi bien s'appuyant sur des sélectivités thermodynamiques ou sélectivités d'équilibre (US-4.578.089, US-5.174.796 et US-5.536.300) que diffusionnelles (US-4.964.889, 4.935.580, 2.843. 219). Ces dernières trouvent leur origine dans la différence entre les cinétiques d'adsorption des molécules à séparer alors que les sélectivités thermodynamiques trouvent leur origine dans une différence de quantité adsorbée à l'équilibre. Les procédés utilisant des adsorbants commerciaux décrits dans l'art antérieur et s'appuyant sur une sélectivité thermodynamique conduisent à l'adsorption majoritaire des hydrocarbures. Ces procédés nécessitent en conséquence des quantités d'adsorbants d'autant plus grandes que les hydrocarbures sont en quantité importante dans les charges à traiter. Ces procédés sont donc surtout intéressants pour des gaz naturels à très forte teneur en composés de faible pouvoir calorifique (tels que l'azote, le dioxyde de carbone...). Les hydrocarbures sont produits lors de la phase de régénération de l'adsorbant, celle-ci s'effectuant par abaissement de la pression de l'adsorbeur pour les procédés de type PSA. Le flux enrichi en hydrocarbures est en conséquence produit à basse pression et doit être comprimé à la pression correspondant aux spécifications des réseaux commerciaux de transports et de distribution (entre 7 et 13 MPa), ce qui induit des coûts opératoires très importants. De plus, dans ces procédés, le flux non adsorbé est produit avec une grande pureté alors que le flux adsorbé (hydrocarbures) est souvent mélangé aux flux de désorbant. Il n'est donc pas aisé de produire directement un flux enrichi en hydrocarbures au pouvoir calorifique conforme aux spécifications des réseaux. Les brevets US-4.578.089, US-5.174.796 et US-5.536.300 décrivent des exemples de procédés de type PSA qui reposent sur l'adsorption majoritaire des hydrocarbures par des charbons actifs, éventuellement associés à du gel de silice ou de l'alumine activée. Le cycle PSA proposé par le brevet US-5.174.796 permet de déazoter une charge de gaz naturel à une pression comprise entre 0,3 et 7 MPa,et de préférence entre 0,7 et 1,4 MPa, ayant des teneurs en azote comprises entre 3% et 60% molaire. L'enseignement technique de ce brevet intègre une combinaison particulière d'étapes pour effectuer ce traitement. Les hydrocarbures sont produits lors de la phase de régénération de l'adsorbant à une pression comprise entre 0,005 MPa et 0, 7MPa et préférentiellement entre 0,1 et 0,2 MPa. Le schéma particulier proposé par le brevet US-5.536.300 s'applique à la déazotation de gaz pour une pression maximum de 1 MPa et préférentiellement pour des teneurs en azote supérieures à 25%. La régénération de l'adsorbant est effectuée sous vide: les hydrocarbures sont récupérés à une pression inférieure à 0,1 MPa. Le brevet US-5;171;333 décrit la possibilité de déazoter une charge de gaz naturel à une pression maximale de 1 MPa à l'aide d'un procédé de type PSA. L'adsorbant utilisé est une faujasite échangée au Lithium. Les procédés de traitement de gaz naturel s'appuyant sur une sélectivité diffusionnelle exploitent la différence entre les cinétiques d'adsorption des hydrocarbures et des composés de faible pouvoir calorifique (azote, dioxyde de carbone) pour effectuer la séparation. Ainsi, dans certaines conditions de mises en oeuvre, certains adsorbants peuvent présenter des capacités dynamiques plus importantes pour l'azote et le dioxyde de carbone que pour les hydrocarbures. Dans ces conditions, la différence entre les quantités adsorbées et désorbées en azote et en dioxyde de carbone pour une quantité d'adsorbant donnée, est plus importante que celle existant pour les hydrocarbures. La quantité d'adsorbant à mettre en oeuvre dans ce type de procédé est donc d'autant moins importante que les composés de faible pouvoir calorifique sont en faible quantité dans les gaz naturel à traiter. Les hydrocarbures moins retenus par l'adsorbant que les composés de faible pouvoir calorifique sont produits à une pression proche de la pression initiale du gaz à traiter. Toutefois, en cours de procédé une quantité importante se loge dans les volumes morts de l'adsorbeur (notamment dans le volume interstitiel). Lors de l'étape de régénération de l'adsorbant, les hydrocarbures contenus dans ces volumes morts peuvent être au moins en partie produits avec les espèces de faible pouvoir calorifique adsorbées. En conséquence, ce type de procédé ne peut s'appliquer à l'échelle industrielle que pour un traitement de gaz à basse pression, typiquement pour des valeurs de pressions inférieures à 2 MPa. Au-delà de cette valeur, le taux de récupération des hydrocarbures (c'est à dire la proportion d'hydrocarbures produite à haute pression par rapport à la quantité d'hydrocarbures traitée) est trop faible, typiquement inférieur à 80%. Des exemples sont décrits dans les brevets par exemple US-4.935.580, US4.964.889, US-2.843.219 qui reposent sur l'adsorption dynamique majoritaire de composés de faibles pouvoirs calorifiques par différents adsorbants dont les tailles de pores sont proches des diamètres cinétiques des molécules à séparer faisant ainsi apparaître une sélectivité diffusionnelle. Ainsi le brevet US-4.935.580 concerne un procédé d'élimination de traces de dioxyde de carbone (teneur maximum de la charge de 200 ppm) et d'eau d'un flux d'hydrocarbures, les composés ayant un diamètre cinétique inférieur à 5À à l'aide de clinoptilolites naturelles ou échangées. Le brevet US-4.964.889 décrit un procédé de type PSA pour séparer un gaz contenant des molécules de diamètre cinétique inférieur ou égal à celui de l'azote (en particulier le monoxyde et le dioxyde de carbone, I'oxygène...) d'un gaz dont les molécules ont un diamètre cinétique supérieur ou égal à celui du méthane (en particulier, molécules paraffiniques et oléfiniques en Ci à C4). La séparation s'effectue par contact avec une clinoptilolite dont la teneur en magnésium est telle que l'adsorption des composés à faible pouvoir calorifique est majoritaire. La pression du gaz à traiter peut aller jusqu'à 10 MPa et sa température peut être comprise entre -50 C et 1 00 C. Un tel procédé n'est cependant pas utilisable industriellement pour du traitement de gaz naturel à haute pression (pression supérieure à 5 MPa) dans la mesure o, quelle que soit la sélectivité de la clinoptilolite utilisée, la quantité d'hydrocarbures contenue dans les volumes morts et donc perdue lors de l'étape de régénération de l'adsorbant est importante. Un tel procédé utilisé dans des conditions de pression supérieures à 5 MPa conduira à des taux de récupération en hydrocarbures typiquement inférieurs à 70%. L'enseignement technique du brevet US-2.843.219 concerne un procédé qui comporte une première étape permettant d'obtenir un flux riche en hydrocarbures et d'adsorber de l'azote en utilisant un premier adsorbant. Dans une seconde étape, on désorbe cet adsorbant de manière à produire un flux enrichi en azote par rapport à la charge initiale. Cet enseignement préconise de travailler à basse pression, inférieure à 4 MPa et préférentiellement à 2 MPa, pour obtenir un fonctionnement optimum de ce procédé. De même, il est conseillé d'opérer à basse température, inférieure à 0 C pour obtenir une meilleure séparation. Ce brevet indique de manière générale la possibilité d'opérer une étape complémentaire de traitement du flux enrichi en azote en utilisant du charbon actif. 2781692 Le procédé et son installation associée selon l'invention permettent de séparer au moins des composés ayant un diamètre cinétique inférieur ou égal à celui de l'azote, référencés par le groupe G2 et des composés ayant un diamètre cinétique supérieur ou égal à celui du méthane ou groupe G1, la séparation étant réalisée à pression élevée, par exemple supérieure à 5 MPa. Selon une variante de mise en oeuvre, il permet d'optimiser le taux de récupération des composés de type G1. Appliqué au gaz naturel, il permet de le déazoter et/ou de le décarbonater avec des taux de récupération en hydrocarbures compatibles avec les impératifs industriels. Ce procédé est particulièrement adapté au traitement d'un gaz naturel à forte teneur en azote et/ou en dioxyde de carbone typiquement supérieur à 5% et à haute pression supérieure à 5 MPa. Le procédé selon l'invention permet de concilier des coûts d'investissement et des coûts opératoires réduits par rapport à ceux des procédés de l'art antérieur. L'objet de la présente invention concerne un procédé permettant de traiter au moins un fluide comportant un ou plusieurs composés G2 ayant un diamètre cinétique égal ou inférieur à celui de l'azote et un ou plusieurs composés G1 ayant un diamètre cinétique supérieur ou égal à celui du méthane. Le procédé est caractérisé en ce qu'il comporte en combinaison au moins les deux étapes suivantes Etape 1: * on envoie ledit fluide à traiter à une étape (a) d'adsorption à l'issue de laquelle on obtient un premier flux F1 enrichi en composés G1, en opérant à une pression élevée P1, lesdits composés G2 étant adsorbés en majorité dans une première zone d'adsorption A1, ledit premier flux F1 étant à une pression élevée, * on réalise une étape (b) de désorption de la première zone d'adsorption A1 à une pression P2 de manière à produire un deuxième flux F2, ledit deuxième flux F2 étant enrichi en composés G2, Etape 2: * on envoie ledit deuxième flux F2 à une étape d'adsorption (c), à l'issue de laquelle on obtient un troisième flux F3 comportant en majorité des composés G2 non adsorbés, la pression d'adsorption étant voisine de P2, et une deuxième zone d'adsorption A2 enrichie en composés G1, * on effectue une étape de désorption (d) en abaissant la valeur de pression de P2 à une valeur P3 de manière à récupérer au moins un quatrième flux F4 comportant en majorité en composés Gi, * la valeur du rapport des pressions Pl/P2 étant comprise entre 1,5 et 5. On opère, par exemple l'étape (a) à une pression Pl comprise entre 5 et 12 MPa, et de préférence entre 5 et 9 MPa. La valeur de pression P2 peut être comprise entre 2 et 8 MPa. et la valeur de pression P3 est comprise entre 0,1 et 3 MPa. La température utilisée au cours des étapes du procédé est par exemple comprise entre -50 et +100 C, et de préférence entre 0 et 70 C. Selon un mode de mise en ceuvre du procédé, on utilise au moins une fraction du troisième flux F3 comportant en majorité des composés de type G2 non adsorbés dans la deuxième section pour réaliser une étape de purge à co-courant de la première section d'adsorption et produire un flux comportant des composés G1 après l'étape d'adsorption (a), après avoir porté la pression de cette fraction F3 à une pression nécessaire pour réaliser l'étape de purge. Selon un autre mode de mise en oeuvre, on utilise au moins une fraction du premier flux F1 comportant en majorité des composés de type G1 non adsorbés au cours de la première étape d'adsorption pour réaliser une étape de purge à co- courant de la deuxième section et produire un flux comportant des composés G2 après l'étape d'adsorption (c), après avoir porté la pression de cette fraction de F1 à la pression nécessaire pour réaliser l'étape de purge. Un autre mode de mise en ceuvre consiste à utiliser au moins une fraction du troisième flux F3 comportant en majorité des composés de type G2 non adsorbés dans la deuxième section pour réaliser une étape de purge à co-courant de la première section d'adsorption et produire un flux comportant des composés G1 après l'étape d'adsorption (a), après avoir porté la pression dudit troisième flux F3 à une pression nécessaire pour réaliser l'étape de purge et au moins une fraction du premier flux F1 7 2781692 comportant en majorité des composés de type G1 non adsorbés au cours de la première étape d'adsorption pour réaliser une étape de purge à co- courant de la deuxième section et produire un flux comportant des composés G2 avant l'étape d'adsorption (c), après avoir porté la pression de la fraction de flux FI à la pression nécessaire pour réaliser l'étape de purge. L'invention concerne aussi une installation permettant de traiter au moins un fluide comportant au moins des composés G1 qui possèdent un diamètre cinétique supérieur ou égal à celui du méthane et des composés G2 qui ont un diamètre cinétique inférieur ou égal à celui de l'azote, comportant en combinaison au moins un io premier moyen d'adsorption A1 et un deuxième moyen d'adsorption A2, ledit premier moyen étant choisi pour sa sélectivité diffusionnelle et capable d'adsorber les composés G2, ledit deuxième moyen étant choisi pour sa sélectivité thermodynamique et capable d'adsorber les composés G1, des conduits d'introduction et d'extraction des différents flux, le premier moyen d'adsorption A, comportant au moins un conduit d'introduction du fluide à traiter, au moins un premier conduit d'évacuation d'un premier flux F1 riche en composés G1, au moins un deuxième conduit permettant d'extraire un deuxième flux F2 enrichi en composés G2, ledit deuxième conduit étant relié au deuxième moyen A2, ledit deuxième moyen comportant au moins un conduit d'évacuation d'un troisième flux F3 comportant en majorité des composés G et au moins un quatrième conduit permettant d'extraire un flux F4 comportant en majorité des composés G., lesdits premiers et deuxième moyens étant adaptés pour fonctionner à des valeurs de pression respectivement Pl et P2 telles que P1/P2 soit comprise entre 1,5 et 5, Pl étant une pression élevée. L'installation peut comporter au moins un conduit reliant le premier et le deuxième moyen d'adsorption (AI, A2), ledit conduit étant disposé entre la sortie du deuxième moyen d'adsorption (A2) et l'entrée du premier moyen d'adsorption A1, de manière à injecter au moins une fraction du troisième flux F3 comportant des composés G2 vers le premier moyen A1 pour le purger et produire un flux comportant des composés G1, ledit conduit étant pourvu d'un dispositif de mise en pression du troisième flux à une pression suffisante. L'installation peut aussi comporter au moins un conduit reliant le premier et le deuxième moyen d'adsorption (Ai, A2), disposé entre la sortie du premier moyen d'adsorption A1, et l'entrée du deuxième moyen d'adsorption A2 de manière à envoyer au moins une fraction du premier flux F1 comportant en majorité des composés G1 pour réaliser une étape de purge du deuxième moyen d'adsorption, ledit conduit étant pourvu de moyens de détente permettant de mettre la pression du flux à une pression suffisante. Selon un autre mode de réalisation l'installation comporte par exemple au moins un conduit reliant le premier et le deuxième moyen d'adsorption (A1, A2), ledit conduit étant disposé entre la sortie du deuxième moyen d'adsorption A2 et l'entrée du premier moyen d'adsorption A1, de manière à injecter au moins une fraction du troisième flux F3 comportant des composés G2 vers le premier moyen A1 pour le purger et produire un flux comportant des composés G1, ledit conduit étant pourvu d'un dispositif de mise en pression du troisième flux à une pression suffisante et au moins un conduit reliant le premier et le deuxième moyen d'adsorption (A1, A2), disposé entre la sortie du premier moyen d'adsorption A1, et l'entrée du deuxième moyen d'adsorption A2 de manière à envoyer au moins une fraction du premier flux FI comportant en majorité des composés G1 pour réaliser une étape de purge du deuxième moyen d'adsorption, ledit conduit étant pourvu de moyens de détente permettant de mettre la pression du flux à une pression suffisante. Le procédé et l'installation présentant l'une des caractéristiques au moins précitées peuvent être utilisés pour éliminer le dioxyde de carbone et/ou l'azote présent dans un fluide comportant des hydrocarbures. Une autre utilisation possible peut être pour éliminer le dioxyde de carbone et/ou de l'azote présent dans un gaz naturel. Avantageusement, le procédé selon l'invention permet notamment lorsqu'il est appliqué au traitement d'un gaz naturel: d'obtenir des flux d'hydrocarbures l'un à une pression proche de celle de la charge à traiter c'est à dire à haute pression, par exemple au moins supérieure à 5 MPa et l'autre à basse pression dont le pouvoir calorifique global (résultant du mélange des flux) est conforme aux spécifications des réseaux commerciaux de transport et de distribution, et un flux riche en composés de faible pouvoir calorifique à une pression intermédiaire, d'améliorer les schémas de procédés habituels de traitement du gaz naturel puisqu'une grande partie du flux d'hydrocarbures traitée (plus de 50%) est produite à une pression proche de celle du gaz naturel à traiter, c'est à dire à haute pression, ce qui peut permettre de l'utiliser directement sans opération supplémentaire de recompression, d'opérer avec de très faibles pertes en hydrocarbures et aussi d'optimiser le taux de récupération des hydrocarbures et ainsi d'optimiser le taux de récupération des hydrocarbures. D'autres avantages et caractéristiques du dispositif selon l'invention seront mieux compris à la lecture de la description ci-après d'exemples non limitatifs en se référant aux figures annexées o: * la figure 1 représente un schéma du procédé selon l'invention, * la figure 2 schématise une première variante du procédé de la figure 1, et * la figure 3 représente de manière schématique une autre variante du procédé. Le procédé selon l'invention repose sur le traitement en phase gazeuse d'un gaz en utilisant en combinaison au moins deux sections d'adsorption, comportant un ou plusieurs adsorbants. La première section A1 permet de produire alternativement un premier flux F1 enrichi en composés G1 par rapport à la charge initiale introduite et à une pression proche de la pression initiale du fluide à traiter, c'est à dire à haute pression (P1, entre 5 et 12 MPa), les composés G1 ayant un diamètre cinétique supérieur ou égale à celui du méthane et un deuxième flux F2 enrichi en composés G2 par rapport à la charge du procédé dont le diamètre cinétique est inférieur ou égal à celui de l'azote, à une pression plus faible appelée pression intermédiaire, (P2, de 2 à 8 MPa). Le ou les adsorbants de cette première section sont choisis pour leur capacité dans des conditions spécifiques à adsorber majoritairement les composés G2 puisque leur capacité dynamique est dans ces conditions plus importante pour les composés G2 que pour les composés G1. Ce flux F2 à pression intermédiaire est alors dirigé vers une seconde section A2, choisie pour sa sélectivité thermodynamique et sa capacité à adsorber les composés G1. Cette seconde section de séparation permet de produire alternativement un troisième flux F3 comportant en majorité des composés G2 à une pression voisine de la pression intermédiaire P2 et un quatrième flux F4 comportant majoritairement des composés de type G, à basse pression (P3 entre 0,1 et 3 MPa). La proportion du flux F4 étant moins importante que le flux F1, il peut être comprimé à la pression de la charge du procédé, c'est à dire à haute pression et être adjoint au flux produit directement à haute pression par la première section. Appliqué au traitement d'un gaz naturel comportant des hydrocarbures, du dioxyde de carbone et/ou de l'azote, le flux (F1 et F4) ainsi obtenu a un pouvoir calorifique conforme aux spécifications des réseaux et se trouve à une pression élevée ce qui peut dans certaines conditions permettre d'éviter des étapes de recompression supplémentaires ou tout du moins de réduire ces coûts de recompression. L'agencement des deux sections d'adsorption est tel que les pertes en hydrocarbures sont minimisées. Le rejet d'hydrocarbures dans le flux enrichi en composés de faible pouvoir calorifique (F3) est en effet faible ce qui peut éventuellement permettre d'effectuer son rejet directement à l'atmosphère. Les deux sections du procédé fonctionnent suivant un mode de type PSA, selon des cycles de fonctionnement qui sont typiques et connus de l'Homme de métier. Par exemple, les procédés de type PSA sont décrits dans le brevet US 3 430 418 de Wagner ou dans l'ouvrage plus général de Yang ("Gas separation by adsorption processes ", Butterworth Publishers, US, 1987). En général, les procédés de type PSA sont opérés de façon séquentielle et en utilisant alternativement tous les lits d'adsorption. De façon traditionnelle, de tels cycles peuvent comprendre par exemple des étapes de compression, de production à haute pression, de purge à coet/ou à contre-courant, de dépressurisation, d'égalisation de pression. Il est souhaitable d'utiliser cette mise en oeuvre de type PSA avec des températures maintenues entre -50 C et +100 C et préférentiellement entre 0 C et 70 C. Le nombre des adsorbeurs dans chacune des sections est au moins supérieur à un et de préférence compris entre un et dix fonctionnant en parallèle suivant un mode de type PSA. De manière à mieux faire comprendre les étapes du procédé mises en oeuvre, la description donnée ci-après à titre illustratif et nullement limitatif, est appliquée au traitement d'un gaz naturel contenant de nombreux hydrocarbures, paraffiniques et oléfiniques en particulier composés de un, deux ou trois atomes de carbone ainsi que des molécules dont le diamètre cinétique est inférieur ou égal à celui de l'azote, telles que le dioxyde de carbone, I'eau, I'oxygène. Un gaz naturel peut contenir typiquement entre 0,1% et 20% mol. d'hydrocarbures en C2, entre 0,1% et 20% mol. d'hydrocarbures en C3., entre 1 et 70% mol. d'azote et entre 0,1% et 50% de dioxyde de carbone. Le gaz naturel peut aussi contenir des composés de diamètre cinétique compris entre celui de l'azote et celui du méthane tels que H2S et COS. Ces composés de tailles intermédiaires peuvent nuire à l'efficacité du traitement par le procédé de la présente invention et doivent donc être retirés de la charge à traiter. Un prétraitement consistant en une déshydratation doit de plus être effectué en amont du procédé de séparation de la présente invention. La charge ou gaz naturel envoyé au procédé de traitement est à une température comprise entre -50 C et +1 00 C et préférentiellement comprise entre 0 C et 70 C. Sa pression initiale P0 est comprise entre 5 MPa et 12 MPa et préférentiellement entre 5 MPa et 9 MPa. Cette charge est envoyée à la pression P0 par un conduit 1 à une première section d'adsorption A,. Cette première section A1 comporte un ou plusieurs adsorbants. Un conduit 2 permet d'évacuer les hydrocarbures non retenus dans l'adsorbant et qui forment au moins en majorité le premier flux F1. Cette première section d'adsorption est adaptée à travailler à des pressions Po élevées, par exemple au moins supérieure à 5 MPa. La première section d'adsorption A1 comporte aussi un conduit 3 d'évacuation d'un deuxième flux F2 enrichi en composés à faible pouvoir calorifique par rapport à la charge, tels que le dioxyde de carbone et/ou l'azote. Le flux F2 résulte d'une étape de désorption de la section A1. Ce flux est envoyé par le conduit 3 à une deuxième section A2 d'adsorption adaptée pour adsorber au moins en majorité les hydrocarbures restants dans le flux F2. Un conduit 4 permet d'extraire un troisième flux F3 comportant en majorité de l'azote et/ou du dioxyde de carbone qui proviennent du deuxième flux F2 et qui ne sont pas adsorbés dans la deuxième section d'adsorption. Un conduit 5 permet l'évacuation d'un quatrième flux F4 composé en majorité d'hydrocarbures issu d'une étape de désorption de la deuxième section. Les étapes d'opération au niveau de ces deux sections d'adsorption peuvent être conduites de la manière suivante: Au niveau de la première section d'adsorption A1, les conditions de mise en oeuvre des phases de compression et de production sont telles que les hydrocarbures ne sont pratiquement pas retenus par l'adsorbant et sont donc produits à une pression P1 proche de la pression initiale P0 de la charge. Les temps de mise en oeuvre de ces séquences de compression et de production sont choisis pour obtenir un premier flux F1 composé en majorité d'hydrocarbures suffisamment purifiés pour que le pouvoir calorifique du flux produit soit proche des spécifications des réseaux de transport. Cette première étape de production peut être suivie d'étapes de purge, d'égalisation de pression et/ou d'étapes de dépressurisation à co- ou contre-courant de l'étape de production. Les étapes de dépressurisation permettent la régénération au moins partielle de ou des adsorbants utilisés et la production d'au moins une partie des composés adsorbés. Lors de l'étape de dépressurisation d'unevaleur de pression P1 à une valeur de pression P2, on produit un deuxième flux F2 à une pression intermédiaire P2 qui est enrichi par rapport à la charge en composés dont le diamètre cinétique est inférieur ou égal à celui de l'azote et qui est évacué par le conduit 3 et envoyé vers la deuxième section d'adsorption. La valeur de la pression Po de la charge et P1 de l'étape de production est comprise entre 5 et 12 MPa et préférentiellement entre 5 et 9 MPa. La pression P2 dite intermédiaire lors de l'étape de régénération de A1 est comprise entre 2 MPa et 8 MPa. Préférentiellement les valeurs de pression P1 et P2 sont choisies pour que le rapport P1/P2 soit compris entre 1,5 et 5. Le flux F2 produit à la pression intermédiaire P2 peut encore contenir une forte quantité d'hydrocarbures. Cette quantité et donc le taux de récupération en hydrocarbures dépendent de la teneur en hydrocarbures de la charge à traiter, des pressions de travail de la première section du procédé et des conditions de mise en oeuvre des différentes étapes du cycle PSA. Les conditions de fonctionnement de la première section sont optimisées pour que le taux de récupération en hydrocarbures soit maximum, par exemple supérieur à 50%. Le flux F2 enrichi en composés de faible pouvoir calorifique (azote et/ou dioxyde de carbone) par rapport à la charge et produit à pression intermédiaire est envoyé par le conduit 3 vers la seconde section A2 d'adsorption. Le ou les adsorbants de cette section présentent une sélectivité thermodynamique ou d'équilibre en faveur de I'adsorption des composés dont le diamètre cinétique est supérieur ou égal à celui du méthane, ces composés sont donc majoritairement retenus pas l'adsorbant. Les composés dont le diamètre cinétique est inférieur ou égal à celui de l'azote sont moins retenus, et ils forment la majorité des composés du troisième flux F3 produit lors de la phase de production de cette deuxième section A2. Les temps de mise en oeuvre des séquences de compression et de production de la deuxième section sont choisis pour que le flux F3 produit à pression intermédiaire P2 contienne une faible teneur en hydrocarbures, de préférence inférieure à 4% mol. Ceci permet de limiter les pertes en hydrocarbures et de rejeter éventuellement ce flux à l'atmosphère, conformément aux spécifications Européennes. L'étape de production peut être suivie d'étapes de purge, d'égalisation de pression et/ou d'étapes de dépressurisation à co- ou contre-courant de l'étape de production. Les étapes de dépressurisation permettent la régénération de ou des adsorbants utilisés dans la deuxième section d'adsorption. La désorption des composés adsorbés conduit à la production d'un quatrième flux F4, enrichi en hydrocarbures et produit à une pression P3 plus faible que la pression P2, ou basse pression P3 comprise entre 0,1 et 3 MPa. Les conditions de mise en oeuvre de cette seconde section sont telles que le flux produit à basse pression a une capacité calorifique proche des spécifications des réseaux de transport. Ce flux qui peut contenir jusqu'à 50% de la quantité d'hydrocarbures totale traitée par le procédé, peut alors être comprimé à une pression proche de celle de la charge à traiter et être adjoint au flux F1 produit directement à haute pression par la première section. Le flux ainsi obtenu possède alors un pouvoir calorifique conforme aux spécifications des réseaux de transport et de distribution. La deuxième section conduit à des taux de récupération en hydrocarbures supérieurs à %. La figure 2 schématise une variante du procédé selon l'invention dans laquelle une partie ou la totalité du flux F3 comportant majoritairement des composés G2 (azote et/ou dioxyde de carbone) et issu de la deuxième section d'adsorption A2 par le conduit 4 est utilisée pour purger le ou les adsorbeurs de la première section AI. Cette étape de purge peut être réalisée après l'étape d'adsorption par exemple. Cette fraction de F3 est alors comprimée à la pression P0 et envoyé dans le ou les adsorbeurs à co-courant de l'étape d'adsorption. Pour cela une partie du flux F3 est envoyée par un conduit 6 vers un compresseur 7 de manière à augmenter sa valeur de pression de P2 à une valeur de pression sensiblement voisine de P0, la fraction du troisième flux F3 comprimé est introduite dans la section A1 par un conduit 8. A l'intérieur de cette section elle est utilisée pour purger les adsorbeurs et évacuer une partie des hydrocarbures contenus dans les volumes morts des adsorbeurs de la première section A1. Ce flux d'hydrocarbures produit pendant la purge à co-courant de l'étape d'adsorption, est produit à haute pression, et peut donc être adjoint au flux F1 composés en majorité d'hydrocarbures non adsorbés dans la première section. En procédant de cette façon, il est possible d'améliorer le taux de récupération en hydrocarbures de cette section A1 de 1% à 30 % en fonction de la teneur en hydrocarbures de la charge à traiter, des pressions de travail des deux sections du procédé et des conditions de mise en oeuvre des différentes étapes des cycles PSA. La teneur en hydrocarbures de la charge ou deuxième flux F2 envoyé à la deuxième section A2 est de fait diminuée et en conséquence la quantité d'adsorbant à mettre en oeuvre dans cette deuxième section aussi. La figure 3 comporte une autre variante de mise en oeuvre du procédé combinée avec l'exemple donné à la figure 2. Une partie du flux d'hydrocarbures à haute pression F1 issu de la première section d'adsorption est utilisée après détente à une valeur de pression sensiblement voisine de la pression intermédiaire P2 pour purger les adsorbeurs de la seconde section A2. Cette étape de purge est réalisée à co-courant après l'étape d'adsorption des hydrocarbures. Ceci permet d'évacuer les composés G2 dont le diamètre cinétique est inférieur ou égal à celui de l'azote et qui sont contenus dans les volumes morts des adsorbeurs de la deuxième section. Ce flux riche en composés de faible pouvoir calorifique est produit à pression intermédiaire et peut donc être adjoint au troisième flux F3 obtenu pendant l'étape de production de la deuxième section d'adsorption. Pour cela une fraction du flux Fi est dérivée en sortie de la première section A1 par un conduit 9 vers un moyen de détente, par exemple un turbo-compresseur 10 de 2781692 façon à abaisser la valeur de pression de P1 à une valeur sensiblement égale à la pression intermédiaire P2 et introduite dans la deuxième section A2 par un conduit 1 1 de façon à purger les adsorbeurs de cette deuxième section. Une fraction du troisième flux F3 est, selon un schéma identique à celui de la figure 2, envoyée vers le turbo-compresseur 10 par le conduit 6, mis à une pression sensiblement voisine de la pression Po, et ensuite introduite dans la première section A1 par le conduit 8 pour la purger et évacuer les composés G1 des volumes morts, tels que les hydrocarbures. En opérant ainsi, les hydrocarbures produits lors de la régénération le sont avec une pureté supérieure à celle de la figure 1 ce qui peut permettre d'atteindre les spécifications des réseaux de transport par exemple pour les fonctionnement aux plus hautes pressions. Le turbocompresseur utilise l'énergie associée à la détente du flux enrichi en hydrocarbures produit par la première section pour la compression du flux enrichi en composés de faible pouvoir calorifique produit par la seconde section. Les modes de fonctionnement donnés en relation aux figures 2 et 3 illustrent bien la synergie existant entre les deux sections d'adsorption. En effet, on a simultanément une réduction des quantités d'adsorbant utilisées et des pertes en hydrocarbures, tout en garantissant une pureté du flux global regroupant les deux flux enrichis en hydrocarbures produits compatibles en terme de pouvoir calorifique avec les spécifications des réseaux de transport. Sans sortir du cadre de l'invention, le flux F3 peut être en partie ou totalement utilisé pour effectuer des purges à contre courant des étapes de production lors des phases de régénération de ou des adsorbants. Si une partie ou la totalité de F3 est utilisé pour effectuer la purge de la section A1, le flux est utilisé tel quel à la pression P2. Si ce flux est utilisé pour la purge de la section A2, il est détendu au préalable à la pression P3. Il en est de même pour le flux F1. Les adsorbants susceptibles d'être utilisés dans les deux sections du procédé peuvent être naturels ou synthétiques. Dans la première section de la séparation, ils ont des tailles de pores proches des diamètres cinétiques des molécules à séparer faisant ainsi apparaître une 16 2781692 sélectivité diffusionnelle. Plus précisément, ces tailles de pores sont de l'ordre de 3,5 à 4,5 A. Le terme diamètre de pore effectif est conventionnel pour l'homme du métier. Il est utilisé pour définir de façon fonctionnelle la taille d'un pore en terme de taille de molécule capable d'entrer dans ce pore. Il ne désigne pas la dimension réelle du pore car celle-ci est souvent difficile à déterminer puisque de forme irrégulière (c'est à dire non circulaire). D.W. Breck fournit une discussion sur le diamètre de pore effectif dans son livre intitulé Zeolite Molecular Sieves (John Wiley and Sons, New York, 1974) aux pages 633 à 641. Il existe plusieurs matériaux adsorbants de taille de pore de l'ordre de 3,5 à 4,5 À permettant d'effectuer le type de séparation à sélectivité diffusionnelle effectuée dans la première section du procédé. Parmi eux, se trouvent les tamis moléculaires au carbone (US 45 26887, 5238888, 4627857...) et certains tamis moléculaires zéolithiques comme les zéolithes 4A et 5A, la mordénite, la clinoptilolite naturelle ou échangée avec des ions calcium, magnésium, potassium, sodium ou ammonium, la chabazite et l'erionite. Ces tamis sont connus de l'homme de l'art et ont été décrits dans le livre de D.M. Ruthven, intitulé Principles of adsorption and adsorption processes (John Wiley and Sons, New York, 1984). Les adsorbants susceptibles d'être utilisés dans la deuxième section de la séparation sont tous ceux qui présentent une sélectivité thermodynamique en faveur des hydrocarbures plutôt qu'en faveur des composés dont le diamètre cinétique est inférieur à celui de l'azote. Ces adsorbants sont nombreux. Parmi eux se trouvent les tamis moléculaires au carbone, les charbons actif, les argiles activées, le silica gel, I'alumine activée, les tamis moléculaires cristallins comme les zéolithes 5A, la ZSM-5 (US-3.702.886), la ZSM-11 (RE 29 948), la ZSM- 48 (US-3.709.979), la ZSM-23 (US-4.076.872), la ferrierite ( US-4.016. 425 et US-4.251.499), les faujasites ainsi que de nombreux autres aluminosilicates cristallins analogues. Les adsorbants utilisés dans la première section peuvent aussi être utilisés dans la seconde puisque ces adsorbants sont sélectifs pour les hydrocarbures lorsqu'ils sont utilisés dans des conditions permettant l'atteinte de l'équilibre thermodynamique. Les exemples ci-dessous sont donnés de manière à illustrer les différents schémas possibles pour le procédé selon l'invention qui ont été donnés aux figures 1 à 3. 17 2781692 Exemple 1: figure 1 La composition de la charge à traiter est donnée dans le tableau 1 composés composition en % mol. composés composition en % mol. C1 67.27 iC5 0.01 C2 1.22 nC5 0.01 C3 0.18 N2 22.46 iC4 0.02 C02 8.8 nC4 0.03 H2S 85 ppm poids. Tableau n : composition de la charge Cette charge peut aussi contenir des traces de C6 et de benzène. Sa température est de 39 C et sa pression de 8 MPa. La charge à traiter a un débit de MMSCFD (soit 0,268 Nm3/j). La charge est envoyée vers la première section d'adsorption du procédé. Dans cet exemple, la section est constituée de quatre adsorbeurs opérant de façon séquentielle suivant un cycle PSA incluant des étapes de compression, d'adsorption, de dépressurisation à co-courant, d'égalisation de pression, de dépressurisation et de purge à contre courant. Les adsorbeurs sont des cylindres de 1.05 m de diamètre interne et de 3 m de hauteur, contenant chacun 1720 kg de tamis moléculaire au carbone. L'adsorbant contenu dans les quatre adsorbeurs est régénéré par abaissement de la pression à 3 MPa. Dans les conditions de fonctionnement du procédé, un premier flux F1 enrichi en hydrocarbures est produit à la pression de 7,5 MPa avec la composition donnée dans le tableau n 2. Le taux de récupération en hydrocarbures est de 65%. Le flux d'hydrocarbures est produit avec un débit moyen de 4,7 MMSCFD (0, 126Nm3/j). composés composition en % mol. composés composition en % mol. Ci 92.96 iC5 0.01 C2 1.68 nC5 0.01 C3 0.25 N2 3.59 iC4 0.027 CO2 1.4 nC4 0.041 1 Tableau n 2: premier flux issu de la première section Les étapes de régénération de l'adsorbant de la première section d'adsorption, conduisent à la production d'un deuxième flux F2 riche en composés de faible pouvoir calorifique (azote et/ou dioxyde de carbone). Dans les conditions de fonctionnement du procédé, ce flux est produit à la pression intermédiaire P2 de 3 MPa avec la composition donnée dans le tableau n 3. Ce flux est produit avec un débit moyen de ,3 MMSCFD (0, 142Nm3/j). composés composition en % mol. composés composition en % mol. Cl 44.52 iC5 C2 0.8 nC5 C3 0.12 N2 39.1 iC4 0.01 C02 15.3 nC4 0.01 H2S Tableau n 3: composition du deuxième flux F2 obtenu par régénération de A1 Ce deuxième flux F2 à pression intermédiaire est envoyé vers la seconde section A2 du procédé avec un débit moyen de 5,3 MMSCFD. Cette section est constituée de quatre adsorbeurs opérants de façon séquentielle suivant un cycle PSA incluant des étapes de compression, d'adsorption, de dépressurisation à co-courant, d'égalisation de pression, dépressurisation et de purge à contre courant. Les adsorbeurs sont des cylindres de 0,8 m de diamètre interne et de 2,4 m de hauteur, contenant chacun 780 kg de charbon actif. L'adsorbant contenu dans les quatre adsorbeurs est régénéré par abaissement de la pression à 0,3 MPa. Dans les conditions de fonctionnement du procédé, le flux F3 enrichi en azote et en dioxyde de carbone est produit à la pression de 2,5 MPa avec la composition donnée dans le tableau n 4 et un débit moyen de 2,86 MMSCFD (0,0766 Nm3/j). composés composition en % mol. composés composition en % mol. Ci 3.1 iC5 C2 0.5 nC5 C3 N2 69.3 iC4 C02 27.1 nC4 Tableau n 4: composition du flux F3 produit de la seconde section A2 Les étapes de régénération de l'adsorbant de la deuxième section d'adsorption A2, conduisent à la production d'un quatrième flux F4 enrichi en hydrocarbures. Dans les conditions de fonctionnement du procédé, ce flux est produit à la pression de 0,3 MPa avec la composition donnée dans le tableau n 5. Ce flux d'hydrocarbures a un pouvoir calorifique conforme aux spécifications des réseaux commerciaux de transport et de distribution. Ce flux est produit avec un débit moyen de 2,3 MMSCFD (0,062 Nm3/j). Le taux de récupération en hydrocarbures est de %. com osé composition en % moi. composé composition en % mol. Ci 91.98 iCs C2 1.66 nC5 C3 0.25 N2 4.1 iC4 0.02 C02 1.69 nC4 0.04 H2S Tableau n 5 composition du flux F4 obtenu par régénération de la section A2 Globalement le procédé suivant le schéma de la figure 1 conduit à la production: * d'un flux d'hydrocarbures au pouvoir calorifique conforme aux spécifications des réseaux et à une pression de 7,5 MPa (65% des hydrocarbures traités), * d'un flux d'hydrocarbures au pouvoir calorifique conforme aux spécifications des réseaux et à une pression de 0,2 MPa, * d'un flux riche en azote et en dioxyde de carbone conforme aux spécifications Européennes en terme de rejet atmosphérique. Le taux de récupération global en hydrocarbures pour l'ensemble du procédé est de 96,5%. Le pouvoir calorifique du flux obtenu en regroupant les deux flux enrichis en hydrocarbures est conforme aux spécifications des réseaux. Exemple 2: schéma de procédé décrit à la figure 2 L'exemple 2 diffère de l'exemple 1 en ce qu'une partie du flux à pression intermédiaire enrichi en composés de faible pouvoir calorifique issu de la seconde section A2 est comprimée à 8 MPa, est utilisée pour purger les adsorbeurs de la première section A1 du procédé à co-courant après l'étape d'adsorption. La charge à traiter et les adsorbeurs de la première section A1 sont identiques à ceux décrits dans l'exemple 1. 2781692 Dans ces conditions de fonctionnement, le taux de récupération en hydrocarbures est de 71%. Le flux d'hydrocarbures est produit avec un débit moyen de 5.1 MMSCFD, à la pression de 7,5 MPa et avec la composition donnée dans le tableau n 6. composé composition en % mol. composé composition en % mol. Ci 93,7 iCs 0.014 C2 1.7 nC5 0.014 C3 0.25 N2 3.09 iC4 0.028 C02 1.21 nC4 0.04 Tableau 6: composition du premier flux F1 Les étapes de régénération de l'adsorbant, conduisent à la production d'un flux à la pression intermédiaire de 3 MPa, à la composition donnée dans le tableau n 7 et avec un débit moyen de 5.3 MMSCFD. composé composition en % mol. composé composition en % mol. ci 36,8 iC5 C2 0,67 nC5 C3 0,1 N2 44.68 iC4 0,01 C02 17.47 nC4 0,01 H2S Tableau n07: composition du flux F2 Ce flux F2 à pression intermédiaire est envoyé vers la seconde section du procédé. Ce flux contient 7% moins d'hydrocarbures que dans le premier exemple du fait de l'utilisation de la purge à co-courant effectuée dans la première section. Ceci permet de réduire de 11% la quantité de tamis utilisée dans les quatre adsorbeurs et donc de réduire leur longueur à 2,1 m. Dans les conditions de fonctionnement du procédé, un flux F3 enrichi en azote et en dioxyde de carbone est produit à la pression de 2,5 MPa avec une composition identique à celle donnée dans le tableau n 4 et un débit moyen de 3,3 MMSCFD (0,088Nm3/j). Les étapes de régénération de l'adsorbant, conduisent à la production d'un flux F4 enrichi en hydrocarbures dont la composition est proche de celle donnée dans 21 2781692 le tableau n 5. Ce flux est produit avec un débit moyen de 2 MMSCFD (0, 0536Nm3/j). Le taux de récupération en hydrocarbures est de 90%. Globalement l'introduction de l'étape de purge à co-courant de l'étape d'adsorption dans la première section conduit par rapport au premier exemple: * à une amélioration du taux de récupération en hydrocarbures de la première section de près de 6%, * à une réduction de près de 11% de la quantité d'adsorbant utilisée dans la seconde section du procédé, * à une amélioration du taux de récupération global en hydrocarbures pour I'ensemble du procédé de 0.6%, ce qui conduit à un taux global de 97,1%. Le pouvoir calorifique du flux obtenu en regroupant les deux flux enrichis en hydrocarbures est conforme aux spécifications des réseaux. * La présente invention s'applique en particulier pour traiter des gaz naturels issus de puits de production et comportant des teneurs en azote et/ou en dioxyde de carbone comprises entre 1% et 50% mol. Le champ d'application de ce procédé concerne notamment celui des petites entités. Il peut être utilisé pour des capacités comprises entre 1 et 70 MMSCFD. Exemple 3: schéma de procédé décrit à la figure 3 L'exemple 3 diffère de l'exemple 1 en ce qu'une partie du flux à haute pression enrichi en hydrocarbures issu de la seconde section AI est détendu à 3 MPa, est utilisée pour purger les adsorbeurs de la section A2 du procédé à cocourant après I'étape d'adsorption. La charge à traiter et les adsorbeurs des sections AI et A2 sont identiques à ceux décrits dans l'exemple 1. Le fonctionnement de la section A1 du procédé est exactement semblable au fonctionnement décrit dans l'exemple 1 et les flux F1 et F2 obtenus ont des compositions identiques à celles données dans les tableaux 2 et 3. L'utilisation d'une parti du flux F1 après détente à 3 MPa pour purger les adsorbeurs de la section A2 du procédé à co-courant après l'étape d'adsorption permet de produire un flux F3 avec un débit de 2.95 MMSCFD (0,079Nm3/j) et la composition indiquée dans le tableau 8. composé composition en % mol. composé composition en % mol. Ci 3.5 iCs C2 0.06 nC5 _C3 N2 69.1 iC4 C02 27.24 nC4 H2S Tableau n 8: composition du flux F3 Les étapes de régénération de l'adsorbant de la section A2, conduisent à la production d'un flux F4 riche en hydrocarbures dont la composition est donnée dans le tableau n 9. Ce flux est produit avec un débit moyen de 2. 55 MMSCFD. Le taux de récupération en hydrocarbures est de 95%. composé composition en % mol. composé composition en % mol. Ci 95 iC5 C2 1.8 nC5 C3 0.3 N2 2.1 iC4 C02 0.8 nC4 H2S Tableau n 9: composition du flux F4 Globalement l'introduction de l'étape de purge à co-courant de l'étape d'adsorption dans la deuxième section conduit par rapport au premier exemple: e à une amélioration du taux de récupération global en hydrocarbures pour I'ensemble du procédé de 1.75% ce qui conduit à un taux global de 98.25%. Le pouvoir calorifique du flux obtenu en regroupant les deux flux enrichis en hydrocarbures est conforme aux spécifications des réseaux. REVENDICATIONS 1 - Procédé permettant de traiter un fluide comportant un ou plusieurs composés G2 ayant un diamètre cinétique égal ou inférieur à celui de l'azote et un ou plusieurs composés G1 ayant un diamètre cinétique supérieur ou égal à celui du méthane caractérisé en ce qu'il comporte en combinaison au moins les deux étapes suivantes: Etape 1: * on envoie ledit fluide à traiter à une étape (a) d'adsorption à l'issue de laquelle on obtient un premier flux F1 enrichi en composés G1, en opérant à une pression élevée P1, lesdits composés G2 étant adsorbés en majorité dans une première zone d'adsorption A1, ledit premier flux F1 étant à une pression élevée, * on réalise une étape (b) de désorption de la première zone d'adsorption AI à une pression P2 de manière à produire un deuxième flux F2, ledit deuxième flux F2 étant enrichi en composés G2, Etape 2: on envoie ledit deuxième flux F2 à une étape d'adsorption (c), à l'issue de laquelle on obtient un troisième flux F3 comportant en majorité des composés G2 non adsorbés, la pression d'adsorption étant voisine de P2, et une deuxième zone d'adsorption A2 enrichie en composés G1, * on effectue une étape de désorption (d) en abaissant la valeur de pression de P2 à une valeur P3 de manière à récupérer au moins un quatrième flux comportant en majorité en composés G1, À la valeur du rapport des pressions P1/P2 étant comprise entre 1,5 et 5. 2 - Procédé selon la revendication 1 caractérisé en ce que l'on opère l'étape (a) à une pression P1 comprise entre 5 et 12 MPa, et de préférence entre 5 et 9 MPa. 3 - Procédé selon la revendication 1 caractérisé en ce que la valeur de pression P2 est comprise entre 2 et 8 MPa. 4 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 caractérisé en ce que la valeur de pression P3 est comprise entre 0,1 et 3 MPa. - Procédé selon l'une des revendications 1 à 4 caractérisé en ce que l'on opère à une température comprise entre -50 et +100 C, et de préférence entre 0 et 70 C. 6 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 caractérisé en ce que l'on utilise au moins une fraction du troisième flux F3 comportant en majorité des composés de type G2 non adsorbés dans la deuxième section pour réaliser une étape de purge à co- courant de la première section d'adsorption et produire un flux comportant des composés G1 après l'étape d'adsorption (a), après avoir porté la pression de cette fraction F3 à une pression nécessaire pour réaliser l'étape de purge. 7 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 caractérisé en ce que l'on utilise au moins une fraction du premier flux F1 comportant en majorité des composés de type G1 non adsorbés au cours de la première étape d'adsorption pour réaliser une étape de purge à co-courant de la deuxième section et produire un flux comportant des composés G2 après l'étape d'adsorption (c), après avoir porté la pression de la fraction de flux F1 à la pression nécessaire pour réaliser l'étape de purge.. 8 - Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 caractérisé en ce que l'on utilise au moins une fraction du troisième flux F3 comportant en majorité des composés de type G2 non adsorbés dans la deuxième section pour réaliser une étape de purge à co- courant de la première section d'adsorption et produire un flux comportant des composés G1 après l'étape d'adsorption (a), après avoir porté la pression dudit troisième flux F3 à une pression nécessaire pour réaliser l'étape de purge et au moins une fraction du premier flux F1 comportant en majorité des composés de type G1 non adsorbés au cours de la première étape d'adsorption pour réaliser une étape de purge à co- courant de la deuxième section et produire un flux comportant des composés G2 avant l'étape d'adsorption (c), après avoir porté la pression de la fraction de flux F1 à la pression nécessaire pour réaliser l'étape de purge. 9 - Installation pour traiter un fluide comportant au moins des composés G1 qui possèdent un diamètre cinétique supérieur ou égal à celui du méthane et des composés G2 qui ont un diamètre cinétique inférieur ou égal à celui de l'azote, comportant en combinaison au moins un premier moyen d'adsorption A1 et un deuxième moyen d'adsorption A2, ledit premier moyen étant choisi pour sa sélectivité diffusionnelle et capable d'adsorber les composés G2, ledit deuxième moyen étant choisi pour sa sélectivité thermodynamique et capable d'adsorber les composés G1, des conduits d'introduction et d'extraction des différents flux, le premier moyen d'adsorption A1 comportant au moins un conduit (1) d'introduction du fluide à traiter, au moins un premier conduit (2) d'évacuation d'un premier flux F1 riche en composés Gl, au moins un deuxième conduit (3) permettant d'extraire un deuxième flux F2 enrichi en composés G2, ledit deuxième conduit (3) étant relié au deuxième moyen A2, ledit deuxième moyen comportant au moins un conduit d'évacuation (4) d'un troisième flux F3 comportant en majorité des composés G et au moins un quatrième conduit (5) permettant d'extraire un flux F4 comportant en majorité des composés G1, lesdits premiers et deuxième moyens étant adaptés pour fonctionner à des valeurs de pression respectivement P1 et P2 telles que P1/P2 soit comprise entre 1,5 et 5, P1 étant une pression élevée. 10- Installation selon la revendication 9 caractérisée en ce qu'elle comporte au moins un conduit (6, 8) reliant le premier et le deuxième moyen d'adsorption (Ai, A2), ledit conduit étant disposé entre la sortie du deuxième moyen d'adsorption A2 et l'entrée du premier moyen d'adsorption A", de manière à injecter au moins une fraction du troisième flux F3 comportant des composés G2 vers le premier moyen A1 pour le purger et produire un flux comportant des composés G1, ledit conduit étant pourvu d'un dispositif (7) de mise en pression du troisième flux à une pression suffisante. 1 1 - Installation selon la revendication 9 caractérisée en ce qu'elle comporte au moins un conduit (9, 11) reliant le premier et le deuxième moyen d'adsorption (A1, A2), disposé entre la sortie du premier moyen d'adsorption A1, et l'entrée du deuxième moyen d'adsorption A2 de manière à envoyer au moins une fraction du premier flux F1 comportant en majorité des composés G1 pour réaliser une étape de purge du deuxième moyen d'adsorption, ledit conduit étant pourvu de moyens (10) de détente permettant de mettre la pression du flux à une pression suffisante. 12 - Installation selon la revendication 9 caractérisé en ce qu'elle comporte au moins un conduit (6, 8) reliant le premier et le deuxième moyen d'adsorption (A1, A2), ledit conduit étant disposé entre la sortie du deuxième moyen d'adsorption A2 et l'entrée du premier moyen d'adsorption A1, de manière à injecter au moins une fraction du troisième flux F3 comportant des composés G2 vers le premier moyen A1 pour le purger et produire un flux comportant des composés GI, ledit conduit étant pourvu d'un dispositif (7) de mise en pression du troisième flux à une pression suffisante et au moins un conduit (9, 1 1) reliant le premier et le deuxième moyen d'adsorption (A1, A2), disposé entre la sortie du premier moyen d'adsorption AI, et l'entrée du deuxième moyen d'adsorption A2 de manière à envoyer au moins une fraction du premier flux F1 comportant en majorité des composés G1 pour réaliser une étape de purge du deuxième moyen d'adsorption, ledit conduit étant pourvu de moyens (10) de détente permettant de mettre la pression du flux à une pression suffisante 13 - Utilisation du procédé selon les revendications 1 à 8 et de l'installation selon les revendications 9 à 12 pour éliminer le dioxyde de carbone et/ou l'azote présent dans un fluide comportant des hydrocarbures. 14 - Utilisation du procédé selon les revendications 1 à 8 et de l'installation selon les revendications 9 à 12 à l'élimination du dioxyde de carbone et/ou de l'azote présent dans un gaz naturel.