FR 2981280 A1 20130419 FR 1103171 A 20111017 DOMAINE TECHNIQUE DE L'INVENTION La présente invention concerne un procédé de captage d'un composé contenu dans un gaz, par exemple le captage du CO2 dans des fumées de combustion par adsorption. CONTEXTE Une grande partie de l'énergie est produite par la combustion des ressources fossiles qui rejette du CO2 dans l'atmosphère. Ces émissions font augmenter la concentration du CO2 dans l'atmosphère et provoquent un réchauffement climatique. Pour limiter l'ampleur de ce réchauffement, il est nécessaire de réduire les émissions de CO2 liées à la production d'énergie. Une solution consiste à capter puis stocker le CO2 émis par combustion. Les principales sources stationnaires des émissions du CO2 sont : les centrales thermiques, la sidérurgie, la cimenterie, les raffineries, etc. Un procédé de captage du CO2 sépare le CO2 des fumées issues de la combustion des ressources fossiles et permet ainsi de récupérer un flux de CO2 concentré (> 90%, préférentiellement > 96%), qui peut être séquestré ou utilisé dans l'industrie chimique, agroalimentaire, etc. Or, l'installation d'un procédé de captage de CO2 demande des investissements considérables et le procédé consomme lui même de l'énergie ce qui peut provoquer des émissions secondaires de CO2. Dans une centrale électrique, l'installation d'un procédé de captage réduit le rendement énergétique dans la centrale - une partie de l'énergie produite par la combustion des ressources fossiles est consommée par l'unité de captage - et augmente le coût de l'électricité par le biais des coûts d'investissement, des coûts opératoires et la diminution du rendement énergétique. L'objectif est de minimiser les coûts d'investissement ainsi que la consommation énergétique du procédé de captage. ETAT DE L'ART ANTERIEUR Un procédé de captage de référence est à ce jour l'absorption du CO2 par une solution basique, par exemple par une solution aqueuse de monoethanolamine, comme décrit dans le document FR 2 958 454. Ce procédé présente plusieurs inconvénients : la consommation énergétique pour la régénération de l'amine est importante et nécessite de prélever sur le cycle de la turbine de la centrale thermique de la vapeur de bonne qualité qui aurait pu être utilisée à fournir de l'électricité, la dégradation de l'amine qui cause des problèmes de corrosion et d'émissions de composés organiques volatils nécessitant un traitement supplémentaire. Il existe plusieurs alternatives au procédé d'absorption par solvant, par exemple, la séparation du CO2 par membrane ou la séparation du CO2 par adsorption décrite dans le document FR 2 944 217. L'adsorption sur un solide évite les problèmes de corrosion et peut potentiellement réduire le coût énergétique de la régénération. Un procédé d'adsorption est un procédé cyclique dans lequel on effectue une étape d'adsorption de CO2 en alternance avec une étape de régénération de l'adsorbant. Il y a deux possibilités pour régénérer l'adsorbant : par modulation de la température couramment nommée "TSA" ou "Temperature Swing Adsorption" ou par modulation de la pression (totale ou partielle) couramment nommée "PSA" ou "Pressure Swing Adsorption". Quel que soit le choix du mode de régénération (TSA ou PSA), les procédés de captage de CO2 par adsorption dans un lit fixe sont confrontés aux problèmes de perte de charge et de la taille des équipements (volume de lit, encombrement au sol...). Le débit des fumées émises par une centrale thermique est énorme (de l'ordre de 1,8 Nm3/h pour une centrale de 600 MW). Généralement le gaz circule verticalement dans le lit de matériau adsorbant disposé dans une colonne. Pour réduire la perte de charge dans les procédés par adsorption, on peut mettre en oeuvre soit des colonnes de très grands diamètres et de faibles hauteurs, soit un très grand nombre de colonnes, ce qui dans les deux cas n'est pas optimum en terme d'encombrement et de coûts de construction. En effet, la vitesse du gaz dans le lit d'adsorbant et calculée en divisant le débit par la section totale des colonnes en mode d'adsorption. Pour minimiser la section totale des colonnes, il faut augmenter la vitesse du gaz. Or, une augmentation de la vitesse de gaz augmente également la perte de charge dans la colonne. Pour compenser cette perte de charge il est nécessaire de comprimer les fumées en amont de la colonne d'adsorption. Cette compression a un fort coût énergétique ce qui n'est pas souhaitable. Il est donc indispensable de limiter la perte de charge, ce qui impose une contrainte sur la hauteur de la colonne. Cette contrainte peut nuire à la qualité de la séparation, c'est-à-dire à la pureté et au rendement du CO2 récupéré, le rendement étant défini comme la fraction de CO2 dans les fumées qui est éliminé par le procédé de captage. Par ailleurs, pour limiter la perte de charge, on réduit la vitesse du gaz dans les colonnes, ce qui implique que la section totale des colonnes augmente. L'occupation au sol du système augmente en conséquence. De plus, la distribution de gaz devient très difficile lorsque la section d'une colonne est grande par rapport à sa hauteur. On doit faire face à des contraintes technologiques qui limitent la taille des diamètres des colonnes à des valeurs proches de 8 m à 10 m. Une augmentation de section correspond donc à une augmentation du nombre de colonnes. Le document "Lively et coll., Ind. Eng. Chem. Res. 2010, 49, 7550" évoque le problème de la perte de charge dans un lit fixe. Il décrit une mise en forme particulière des adsorbants. Les adsorbants sont mélangés avec des polymères et mis en forme sous la forme de fibres creuses tissées. Les auteurs prétendent que la perte de charge dans un adsorbeur, qui est constitué d'un ensemble de ces fibres creuses, est plus faible que dans un lit fixe conventionnel. L'utilisation de ces fibres creuses est également renseignée dans les documents US 2008/0282888 A1, US 2008/0282885 Al et US 2008/0314244 A1, mais, si les trois documents mettent bien en avant leur capacité à améliorer le transfert de matière et le transfert de chaleur, ils n'exemplifient pas leur effet sur la perte de charge. La mise en forme proposée dans les documents cités ci-dessus est complexe et coûteuse. La fabrication des fibres très longues, nécessaire pour la taille des adsorbeurs mis en oeuvre pour le captage de CO2, n'est pas maîtrisée à ce jour. La présente invention propose de faire circuler le gaz dans une direction sensiblement horizontale dans un lit de matériau adsorbant disposé verticalement afin de limiter la perte de charge dans un adsorbeur en lit fixe, tout en limitant l'occupation au sol du système d'adsorption et en maintenant la qualité de séparation exigée, en terme de pureté de CO2 et de rendement. RÉSUMÉ DE L'INVENTION De manière générale, la présente invention propose un procédé de captage d'un composé contenu dans un gaz dans lequel on met en contact ledit gaz avec un matériau adsorbant le composé, ledit matériau étant disposé dans un premier lit. Le procédé est caractérisé en ce qu'on fait circuler le gaz dans le premier lit selon une direction horizontale et en ce que la section de passage du gaz dans le premier lit est perpendiculaire à ladite direction horizontale. Selon l'invention, la section de passage du gaz dans le premier lit peut être un rectangle ayant une hauteur comprise entre 2 et 30 mètres et ayant une longueur au moins égale à 5 mètres. La longueur peut être supérieure à la hauteur. La profondeur du premier lit parcouru par le gaz peut être comprise entre 0,2 et 5 mètres. Le matériau adsorbant le composé peut être disposé dans le premier lit et dans un deuxième lit séparé par un espace du premier lit, la section de passage du gaz dans le deuxième lit étant perpendiculaire à ladite direction horizontale et en ce qu'on injecte le gaz dans ledit espace. Le gaz peut être injecté dans ledit espace par un distributeur gaz pour homogénéiser la répartition du gaz dans le premier et deuxième lit. On peut mettre en contact le gaz avec le matériau adsorbant à une température comprise entre 20°C et 250°C et à une pression comprise entre 1,1 et 5 bars absolus. On peut choisir la longueur, la hauteur et la profondeur pour faire circuler, à travers le premier lit, un débit de gaz supérieur à 1000 Nm3/h à une vitesse comprise entre 0,05 m/s et 1,5 m/s. On peut régénérer ledit matériau adsorbant en mettant le matériau en contact avec 5 de la vapeur d'eau à une température comprise entre 50°C et 90°C et à une pression comprise entre 0,1 et 0,7 bar absolu. Selon l'invention, le gaz peut consister en des fumées de combustion et le composé peut être le CO2. 10 DESCRIPTION DÉTAILLÉE DE L'INVENTION D'autres caractéristiques et avantages de l'invention seront mieux compris et apparaîtront clairement à la lecture de la description faite ci-après en se référant aux dessins parmi lesquels : la figure 1 schématise un procédé de désacidification, 15 - la figure 2 schématise les étapes d'adsorption et de désorption, la figure 3 montre un séquençage d'adsorbeurs, les figures 4A et 4B représentent des modes de réalisation d'un lit vertical selon l'invention, - les figures 5,6 et 7 représentent des mises en oeuvre des lits verticaux selon 20 l'invention, la figure 8 schématise l'écoulement du gaz dans le dispositif de la figure 5, - la figure 9 schématise un distributeur de gaz à mettre en oeuvre dans les dispositifs des figures 5 à 7 - la figure 10 schématise l'écoulement du gaz à travers un lit adsorbant avec 25 un distributeur de gaz de la figure 9. Le gaz à traiter par le procédé selon l'invention peut être une fumée de combustion comportant du CO2, par exemple dans une teneur comprise entre 5% et 30% volumique. Les fumées de combustion peuvent être produites par une centrale thermique pour la production 30 d'électricité. Le procédé de captage selon l'invention peut également être appliqué à toutes les fumées de combustion, produites par exemple dans une raffinerie, dans une cimenterie, dans une installation de sidérurgie. De manière générale, le procédé selon l'invention peut être appliqué au captage de tout type de composés, par exemple des SOx, des NOx, contenus dans un gaz. 35 Les débits de gaz, par exemple des fumées, à traiter par le procédé selon l'invention peuvent être importants, de l'ordre de 105 Nm3/h pour une cimenterie, 3.105 Nm3/h pour une installation de sidérurgie, et de l'ordre de 106 à 3.106 Nm3/h pour une centrale thermique d'électricité. Les fumées de combustion contiennent de l'azote et du CO2, de l'oxygène et de la vapeur d'eau ainsi que des traces de NOx et SOx. La concentration volumique de CO2 est typiquement dans la gamme de 3 - 30%, la concentration volumique d'H20 peut être dans la gamme de 1 - 15%, et la concentration volumique cumulée d'azote et d'oxygène peut être entre 50 et 95%. La pression des fumées de combustion peut être proche de la pression atmosphérique et à une température comprise entre 100 et 250°C. Avant d'effectuer le captage de CO2 par le procédé d'adsorption en lit fixe, on peut préparer les fumées en effectuant une ou plusieurs étapes de prétraitement. Les étapes de prétraitement peuvent inclure : le refroidissement de la charge à une température comprise entre 20 et 100°C, (ii) une étape d'élimination des oxydes d'azotes et les oxydes de soufre, (iii) la compression des fumées à la pression d'adsorption comprise entre 1,1 bars et 5 bars absolus et de préférence inférieure à 2 bars, (iv) la déshydratation des fumées. Le refroidissement de la charge et la déshydratation des fumées sont des étapes optionnelles. Elles permettent d'adapter la température et le taux d'humidité des fumées aux conditions optimales pour le fonctionnement de l'adsorbant. Un mode de réalisation du procédé selon l'invention est illustré par la figure 1 dans laquelle le gaz à traiter arrive par le conduit 1. Les fumées 1 peuvent être refroidies dans l'échangeur de chaleur El jusqu'à une température comprise entre 20 et 100°C, de préférence entre 25 et 50°C. L'eau qui peut être condensée lors du refroidissement dans El est séparée des fumées dans le ballon séparateur B. Les condensats sont évacués du ballon B par le conduit 2, les fumées refroidies sont évacuées par le conduit 3. Les fumées refroidies 3 sont introduites dans les unités U pour l'élimination des oxydes d'azotes et les oxydes de soufre. Ces unités sont couramment nommées deSOx et deNOx. Les fumées purifiées 4 sont envoyées dans un compresseur ou une soufflante K, pour être comprimées jusqu'à une pression Pads comprise entre 1,1 bars absolus et 5 bars absolus, de préférence entre 1,1 bars absolus et 2 bars absolus. Puis les fumées peuvent être introduites dans l'unité de déshydratation DH. Par exemple, le procédé de déshydratation est celui décrit par le document FR 2 740 468. Le niveau de déshydratation est choisi en fonction de l'adsorbant. Certains adsorbants tolèrent l'humidité et ne nécessitent pas de déshydratation des fumées, d'autres sont très sensibles à l'eau et demandent une déshydratation poussée des fumées. Le gaz déshydraté est évacué de DH par le conduit 5. Dans d'autres modes de réalisation, l'ordre des opérations du prétraitement des fumées peut être modifié. On peut, par exemple, placer une unité de deNOx, fonctionnant à haute température, en amont de l'échangeur-séparateur E1-B, et une unité de deSOx en aval de l'échangeur-séparateur E1-B, ou encore réaliser les opérations de deNOx et de deSOx à haute température, c'est-à-dire, en amont de l'échangeur-séparateur El-B. Après avoir subi le prétraitement, les fumées circulant dans le conduit 5 sont à une température comprise entre 20 et 250°C, de préférence entre 30 et 200°C. La pression partielle du CO2 dans les fumées circulant dans le conduit 5 est comprise entre 0,03*Pads et 0.3*Pads bars absolus, la pression Pads étant la pression lors du contact du gaz à traiter avec le matériau adsorbant dans l'unité C décrite ci-après. Après prétraitement, les fumées 5 sont introduites dans l'unité C de captage de CO2. Dans cette unité, les fumées sont mises en contact avec un ou plusieurs matériaux adsorbants disposés dans des adsorbeurs en lit fixe. L'unité C permet de séparer le flux 5 des fumées en un flux 7 riche en CO2 et un flux 6 constitué des fumées appauvries en CO2. Le matériau adsorbant est sélectif à l'adsorption du CO2 par rapport à l'azote et à l'oxygène, c'est-à-dire, en contact avec un mélange de gaz contenant de l'oxygène, de l'azote et du CO2, il adsorbe majoritairement du CO2. D'autres caractéristiques favorables de l'adsorbant sont: (i) une faible affinité pour l'eau, (ii) une chaleur d'adsorption de CO2 modérée, (iii) une faible résistance au transfert de matière. La présente invention ne porte pas sur l'adsorbant et est applicable à n'importe quel adsorbant. Des exemples non-limitants sont des zéolithes, des tamis moléculaires au carbone, des MOFs, des amines immobilisées sur un support ou des oxydes basiques. Le matériau adsorbant est sous forme d'un lit composé de particules en forme de billes ou d'extrudés. Chaque adsorbeur de l'unité C alterne de manière cyclique entre au moins une étape d'adsorption et une étape de désorption. Les étapes mises en oeuvre dans l'unité C sont décrites en référence aux figures 2A et 2B qui représentent un lit d'adsorbant C1. a) Étape d'adsorption : En référence à la figure 2A, on met en contact les fumées de combustion arrivant par le conduit 5 avec le matériau adsorbant dans le lit C1. La mise en contact dans Cl peut être réalisée à une pression totale Pads comprise entre 1 et 5 bars absolus, préférentiellement entre 1,1 et 2 bars absolus, et plus préférentiellement entre 1,1 et 1,3 bar absolu. Le niveau de température optimale dépend du type d'adsorbant choisi. Une partie, et de préférence au moins 50% volumique, voire au moins 70% volumique ou au moins 90% volumique, du CO2 contenu dans les fumées de combustion est adsorbée par le matériau adsorbant C1. Les fumées appauvries en CO2 sont évacuées de Cl par le conduit 6. Lorsque le matériau adsorbant dans Cl est saturé en CO2, on arrête l'étape d'adsorption. b) Étape de désorption : Trois variantes pour réaliser l'étape de désorption sont décrites en référence à la figure 2B. Dans la première variante, l'adsorbant Cl est mis en contact avec un gaz de purge, de préférence de la vapeur d'eau, qui arrive par le conduit 8. La vapeur provoque la désorption de CO2 soit par une augmentation de la température de l'adsorbant Cl soit par un effet de dilution, soit par une combinaison de ces deux effets. Le mélange de CO2 et de vapeur d'eau est évacué par le conduit 7. Certains adsorbants sont sensibles à l'eau. Une régénération par la vapeur d'eau n'est donc pas envisageable. Dans ce cas, la désorption du CO2 est réalisée sous vide, sans gaz de purge. On met le matériau dans l'adsorbeur Cl sous vide à une pression Pdes comprise entre 0,01 et 0,20 bara (bar absolu ?), préférentiellement entre 0,05 et 0,10 bara. La mise sous vide est effectuée en obturant l'adsorbeur à une extrémité par la vanne V2 et en connectant une pompe P à vide à l'autre extrémité. La mise sous vide de la colonne Cl permet de libérer le CO2 absorbé par le matériau adsorbant. Le flux riche en CO2 est pompé de la colonne Cl et évacué par le conduit 7. Dans une troisième variante on peut combiner l'action d'un gaz de purge avec la mise sous vide de la colonne. Si le gaz de purge est de la vapeur d'eau à basse pression et basse température, la mise sous vide de la colonne évite la condensation de l'eau dans la colonne. Ce dernier cas est particulièrement intéressant dans le cas de sites industriels comme les raffineries ou les sites d'incinération des déchets où l'on dispose de la vapeur à basse température. En effet, dans ces cas, l'énergie de cette vapeur à basse température (généralement inférieure à 90°C voire inférieure à 80°C) est considérée comme non utilisable, elle est perdue et évacuée dans des échangeurs de chaleur de type aéroréfrigérant. Dans le cas présent cette vapeur peut être récupérée et valorisée à l'étape de la régénération par mise en contact du matériau adsorbant avec de la vapeur d'eau sous vide partiel (par exemple à une température comprise entre 50°C et 90°C, de préférence entre 50°C et 80°C, et à une pression comprise entre 0,1 et 0,7 bar absolu, de préférence comprise entre 0,1 et 0,6 bar absolu), en évitant ainsi une consommation d'énergie nécessaire à la production de vapeur. Dans les cas ou la désorption est réalisée sous vide, l'étape de désorption doit être suivie par une étape de repressurisation. Une extrémité de l'adsorbeur est obturée par une vanne et l'autre extrémité de l'adsorbeur est mise en contact avec les fumées. Lorsque la pression dans l'adsorbeur a atteint la valeur Pads, l'adsorbeur est prêt à parcourir un nouveau cycle d'adsorption et de désorption. Dans un mode de réalisation préféré, plusieurs adsorbeurs peuvent être simultanément en train de traiter les fumées. Le nombre d'adsorbeurs Nads, qui sont simultanément en mode adsorption, peut être compris entre 1 et 8, de manière préférée entre 2 et 6. Le nombre total N des adsorbeurs peut être compris entre 3 et 24, de manière préférée entre 4 et 12. Le séquençage assure qu'il y a toujours au moins Nads parmi les N adsorbeurs en mode adsorption tandis que les autres adsorbeurs sont en mode de désorption ou de repressurisation. La Figure 3 montre un exemple de séquençage de 10 adsorbeurs Cl à C10. Le cycle comprend les étapes d'adsorption ADS, de désorption DES et de repressurisation PP. Le temps de repressurisation trp est le temps de cycle I. _cycle divisé par le nombre d'adsorbeur N, en l'occurence 10. Le début du cycle d'un adsorbeur est décalé par trp par rapport à 4 l'adsorbeur précédent. Dans notre exemple, le temps d'adsorption est -N x tcycle La présente invention propose une mise en oeuvre de la mise en contact entre le gaz et le matériau adsorbant. Il s'agit selon la présente invention de réaliser un lit d'adsorbant vertical traversé horizontalement par le gaz, ce qui permet d'avoir des dimensions de section de passage qui peuvent être très supérieures à celles possibles dans les colonnes circulaires conventionnelles. Selon l'invention, le lit de matériau adsorbant est vertical, c'est à dire que la section de passage du gaz à travers le lit est perpendiculaire à une direction horizontale. De plus, le gaz traverse le lit selon une direction horizontale. La section de passage du gaz correspond à la surface du lit à travers laquelle le gaz pénètre dans le lit. La section de passage peut être définie en projetant la surface du lit sur un plan vertical qui est perpendiculaire à la direction horizontale de passage du gaz. Ce qui est communément appelé hauteur de lit correspond, dans la présente invention, à la profondeur. Les figures 4A et 4B représentent différents modes de réalisation d'un lit vertical selon l'invention. Sur la figure 4A, le lit est un parallélépipède rectangle de profondeur P, de hauteur H et de longueur L. Le gaz circule selon la direction horizontale de la flèche G1 pour traverser le lit dans sa profondeur P. Dans ce cas, la section de passage du gaz est le rectangle de dimension H et L, la surface du rectangle étant perpendiculaire la direction horizontale G1. En référence à la figure 4B, le lit est formé d'un assemblage de plusieurs parallélépipèdes rectangles de hauteur H, de profondeur P et de longueur L1, L2, L3, L4 et L5. La section de passage du gaz est formée par un rectangle de hauteur H et de longueur L perpendiculaire à la direction G2 de passage du gaz. Le gaz circule selon la direction horizontale de la flèche G2 pour traverser le lit dans sa profondeur P. Les surfaces d'entrée et de sorties référencées A et B sur les figures 4A et 4B sont réalisées au moyen de grilles qui ont la propriété de contenir le matériau adsorbant et d'être perméables au gaz. Par exemple, on peut utiliser des grilles Johnson. Les surfaces hachurées sur les figures 4A et 4B sont pleines et imperméables au gaz. Ainsi, le matériau adsorbant est disposé entre les grilles A et B et est contenu par les surfaces hachurées. De préférence, le matériau est sous forme de particules, par exemple des billes ou des extrudés, pour pouvoir être facilement introduit et retiré de l'espace situé entre les grilles A et B. La forme des lits verticaux permet de mettre en oeuvre une grande quantité de matériau adsorbant dont la hauteur H et/ou la longueur L est nettement supérieure à la profondeur P du lit. Selon l'invention, la hauteur H peut être comprise entre 2 et 30 m et de préférence entre 5 et 10 m, dont la profondeur de lit, P, est comprise entre 0,2 et 5 m et de préférence entre 0,5 et 3 m et dont la longueur, L, peut être très grande, de préférence supérieure à 5 m, voire supérieure à 10 m voire supérieure à 20 m. Etant donné qu'il y a peu de contrainte de construction sur la longueur du lit vertical, selon l'invention, le ratio L/H peut être grand, de préférence supérieur à 1 ou à 2, voire supérieur à 5. Les dimensions du lit, c'est-à-dire la longueur L, la hauteur H et la profondeur P, peuvent être choisies de manière à faire circuler, à travers le premier lit, un débit de fumées important, supérieur à 1000 Nm3/h, de préférence supérieur à 1500 Nm3/h voire 2000 Nm3/h, et à une vitesse comprise entre 0,05 m/s et 1,5 m/s. Une mise en oeuvre selon l'invention d'un lit vertical est représentée schématiquement par les figures 5 et 6. L'unité R est composée de deux lits verticaux Ll et L2 disposés dans une enceinte E, par exemple de forme parallélépipédique rectangle de hauteur Ha, de largeur La et de profondeur Pa. Dans l'enceinte E, les lits Ll et L2 sont séparés par un espace E1, les surfaces d'entrée dans les lits 1:1 et L2 communiquant avec l'espace E1. De plus, dans l'enceinte E, la surface de sortie du lit Ll communique avec l'espace E2 et la surface de sortie du lit L2 communique avec l'espace E3. L'unité d'adsorption R représentée par la figure 5 fonctionne en mode adsorption. Le gaz à traiter arrivant par le conduit GE est séparé en différents flux, GE1 et GE2 qui sont injectés dans des colonnes de forme parallélépipédique. La colonne comporte deux lits verticaux Ll et L2 de matériau adsorbant. Le gaz GE1 est envoyé dans l'espace El séparant les deux lits Ll et L2. De préférence, les deux lits Ll et L2 sont situés symétriquement par rapport au système d'injection du gaz. Le gaz traverse chacun des lits dans une direction essentiellement horizontale, perpendiculaire à la plus grande section du lit. Après avoir traversé le lit L1, le gaz débouche dans l'enceinte E2. Après avoir traversé le lit L2, le gaz débouche dans l'enceinte E3. Dans les enceintes E2 et E3, le gaz est respectivement collecté dans des tubes de sorties GSla et GS1b situés de part et d'autre des lits traversés et collecté à plus grande échelle depuis les tuyaux d'évacuations GS. L'unité R représentée par la figure 6 fonctionne en mode désorption. Le gaz de purge arrivant par le conduit GP est subdivisé en plusieurs flux, dont les flux arrivant par les conduits GP1a et GP1 b qui alimentent l'unité R respectivement dans les enceintes E2 et E3. Par exemple pour injecter le gaz dans l'unité R on peut mettre en oeuvre les mêmes systèmes d'introduction que ceux utilisés pour l'évacuation des fumées purifiées à l'étape d'adsorption. Le gaz de purge traverse les lits Ll et L2, puis est collecté dans l'espace El situé entre les lits Ll et L2. Le gaz est évacué de l'espace El de l'unité R par le conduit d'évacuation GD1, de préférence distinct du système d'alimentation de la phase d'adsorption. Le fait de disposer de différents systèmes d'évacuation soit des fumées purifiées, soit du gaz de purge chargé en CO2 selon que l'on soit dans la phase d'adsorption ou de désorption, permet d'éviter les phénomènes de rétro-mélange dans les tuyaux et dans les zones vides des réacteurs et permet ainsi d'éviter de dégrader les performances de séparation du procédé (taux de captage en phase d'adsorption, pureté en CO2 en phase de désorption). La figure 7 représente l'unité d'adsorption de la figure 5 dans laquelle on a installé deux lits dont la forme est présentée par la figure 4B. De préférence, on met en oeuvre un système d'injection et de collecte du gaz en aval et en amont des lits afin d'assurer la distribution la plus homogène possible. En effet, si aucun système d'injection n'est utilisé, on obtient un écoulement tel que représenté sur la figure 8. Sur la figure 8, on alimente l'espace E2 entre les lits Ll et L2 par le conduit GE1 tel que proposé par la figure 5. Cette figure 8 représente les lignes de courant du gaz en phase d'adsorption. On observe que si, en fond de l'espace E1, les lignes de courant alimentent le lit de façon homogène, il n'en est pas de même en entrée de l'espace E1. En effet, on observe de part et d'autre de l'orifice d'alimentation deux zones de recirculation, souvent appelées zones mortes, qui vont accumuler du fluide lors de la phase d'adsorption, et qui est toujours présent lors de la phase de désorption, ce qui peut nuire fortement à la pureté du CO2 dans le gaz de purge. Il est donc préférable d'utiliser des systèmes de distribution de gaz par exemple comme celui représenté sur la figure 9. Il s'agit d'un système composé d'un tuyau d'alimentation T qui alimente une multitude de tuyaux T1 identiques, eux-mêmes équipés de fentes ou d'orifices O permettant une distribution (injection des fumées ou collecte du gaz de purge chargé en CO2 respectivement pour les phases d'adsorption et de désorption). La présente invention peut être utilisée avec une grande variété de ce type de systèmes bien connus par l'homme de métier. Le système de distribution est installé dans l'espace E2 entre les lits Ll et L2. La figure 10 illustre l'écoulement du gaz distribué par le système décrit en référence à la figure 9, à travers un lit de matériau adsorbant L1. Le système de tubes perforés T1 permet effectivement de distribuer de façon homogène tant à l'injection à gauche de la figure 10 qu'à la collecte à droite de la figure 10. Les exemples d'applications numériques présentés ci-après permettent d'illustrer le fonctionnement et les avantages du procédé selon l'invention. Exemple 1 L'adsorbant utilisé pour cet exemple est une silice imprégnée par l'amine tetraethylenepentamine (voir G. D. Pirngruber, S. Cassiano-Gaspar, S. Louret, A. Chaumonnot, B. Delfort, Energy Procedia 1 (2009) 1335). Son isotherme à 348 K est représentée par une équation Langmuir q = q', - bp OU Bc Q=Q', 1+ Bc 1+ bp p étant la pression partielle du CO2 (en bar), c étant la concentration de CO2 en 15 mol/m3, q la quantité adsorbée de CO2 en mol/kg et Q la concentration de CO2 en phase adsorbée en mol/m3 adsorbant. Les valeurs des paramètres b, qsat, B et Qsat sont : b = 116 barl ou B = 3.356 m3/mol qsat = 2.1 mol/kg ou Qsat = 2300 mol/m3 20 Le coefficient de diffusion de CO2 dans les particules de la silice est estimé Dp = 510- 11 m2/s. Dans le type de silice utilisé, la diffusion dans les particules domine sur les autres résistances au transfert. La relation entre la constante de diffusion et la constante de transfert de matière k est donc, selon Glückauf (Trans. Faraday Soc. 51, 1955, 1540) k_15D, Rp2 25 Rp est le rayon de la particule. Pour évaluer la performance de l'adsorbant dans un procédé PSA nous avons utilisé un modèle très simplifié d'un PSA, proposé par Hirose (J. Chem. Eng. Japan, 20 (1987) p. 339). Ce modèle considère un procédé PSA à deux étapes : (i) une étape d'adsorption à la 30 pression pads, une vitesse de gaz en fut vide de uads et une durée de tads, une étape de désorption à la pression pdas, une vitesse de gaz de purge en fût vide de udes et une durée de tdes. La concentration de CO2 dans la charge est c0. Le modèle analytique de Hirose calcule, en fonction des rapports uads/udes et tads/tdes, quel est le nombre d'unités de transfert nécessaire pour atteindre une certaine concentration moyenne de CO2 en sortie de l'adsorbeur, cl. Le nombre d'unités de transfert NTU est défini comme NTU =k -(1- s)- P - q: (1) uads - CO k = constante du transfert de matière (s-1) E = porosité du lit P = profondeur du lit q0* = quantité adsorbé à l'équilibre (mol/kg) NTU augmente lorsque la capacité d'adsorption de l'adsorbant augmente et lorsque la constante du transfert de matière augmente. NTU est également proportionnel au temps de séjour dans l'adsorbeur (le rapport P/uads). Pour un adsorbant donné et une température donnée, k et q0* sont fixés et le paramètre principal qui permet de varier NTU est le temps de séjour. Dans le cas présent, la concentration de CO2 dans les fumées est de 15% molaire, le reste est considéré comme un gaz inerte (N2 ou 02). Le débit total des fumées est de 1.76*106 Nm3/h. L'adsorption et la désorption sont considérées isothermes, à 348 K. La désorption est réalisée sous vide, à 0.3 bar. La porosité de l'adsorbeur est E = 0.37. Le rendement de captage de CO2 est 1 - c,/c°. Il est fixé à 90%. Le gaz de purge est de la vapeur d'eau. La vitesse fût vide en désorption est égale à la vitesse fût vide en adsorption (uads/udes = 1). Le rapport t -de, -ads est fixé à 1,5. Par conséquent, il y a deux colonnes en mode désorption pour une colonne en mode adsorption. En fixant 1. /1. .dee- -ads, le modèle de Hirose calcule la valeur de NTU nécessaire pour atteindre le rendement voulu (90%). Ensuite on calcule la vitesse uads, la perte de charge et le diamètre de particule en fonction de la profondeur du lit, en respectant l'équation (1) et la contrainte supplémentaire de fluidisation des particules adsorbants (la vitesse uads est limitée à 80% de la vitesse de fluidisation). L'exercice est d'abord mené pour une géométrie classique d'une colonne d'adsorption. Les dimensions typiques d'une colonne d'adsorption sont : hauteur = 8 m, diamètre = 8 m. Les calculs montrent que nous avons besoin de 115 colonnes de cette taille pour traiter les fumées. Ce chiffre dépasse largement le nombre de colonnes que l'on trouve typiquement dans des procédés PSA actuels. La masse totale d'adsorbant est environ 31500 t. La perte de charge est de 0.56 bar. Selon un raisonnement conventionnel la performance de procédé de captage par adsorption dépend du temps de séjour dans l'adsorbeur, c'est-à-dire, du rapport P/uads, qui est égal au rapport (volume total adsorbeurs)/(débit fumées). Suivant cette logique, le volume total des adsorbeurs ainsi que la masse d'adsorbant doivent rester constants pour maintenir la performance. Or les calculs montrent que dans un système qui est contraint par la vitesse de fluidisation, la masse d'adsorbant diminue lorsque la profondeur du lit diminue. Le Tableau 1 indique que la masse d'adsorption diminue de 31500 t à 19200 t lorsque la profondeur du lit est réduite de 8 à 3 m. La perte de charge diminue également ce qui implique que la consommation d'énergie mécanique pour la compression des fumées en amont du procédé d'adsorption diminue. Néanmoins, le nombre de colonnes nécessaire pour traiter les fumées devient déraisonnable (187 au lieu de 115) et l'occupation du sol augmente fortement. Si l'adsorbant est dispensé dans un adsorbeur selon l'invention, le nombre des adsorbeurs peut rester inférieur à 17. La surface nécessaire est générée en jouant sur la dimension horizontale des adsorbeurs (30 m). L'occupation du sol est nettement plus faible qu'avec des colonnes verticales. Lorsque la profondeur du lit est réduite à 2 m, la masse d'adsorbant, l'occupation du sol et la perte de charge diminuent encore. Tableau 1 : profondeur du lit (P), vitesse du gaz Uads, diamètre des particules dp, nombre des adsorbeurs en mode adsorption Nads, dimensions des adsorbeurs (diamètre pour géométrie classique, longueur verticale x longueur horizontale pour géométrie selon l'invention), occupation du sol, masse totale d'adsorbant, perte de charge (Op). P Uads dp Nads N Dimension Occupation masse Ap m m/s mm colonne sol m2 totale t bar art ant 8 0.22 0.9 44 115 o 8 5800 31500 0.56 3 0.16 0.8 73 187 o 8 9400 19200 0.18 invention 3 0.16 0.8 6 17 10 x 30 3080 20900 0.18 2 0.13 0.7 6 17 10 x 37 2520 17200 0.12 Exemple 2 L'exercice de l'exemple 1 est répété pour un adsorbant optimisé en termes de capacité, de régénérabilité et de transfert de matière. b = 40 bar-1, qsat = 3 mol/kg ( r = 0.13), D = 6*10-9 mes-1 Grace à l'isotherme très favorable de cet adsorbant optimisé, le procédé d'adsorption tdes/tads peut être opéré avec un rapport t -de, très faible, c'est-à-dire, tdes/tads = 1,0. Grâce à l'augmentation de la constante caractéristique de diffusion, la vitesse de gaz Uads peut également augmenter par rapport à l'exemple précédent. Cependant, lorsque la profondeur de lit est de 8m, la perte de charge devient supérieure à 2 bars, ce qui est difficilement acceptable ou du moins génère un coût de compression trop important. La perte de charge devient raisonnable lorsque la profondeur du lit est inférieure à 4 m. Le Tableau 2 montre les calculs réalisés pour une profondeur de lit de 3 m. Avec des colonnes d'adsorbeur conventionnelles, d'un diamètre de 8 m, ce qui pose par ailleurs des problèmes de distribution de gaz, il faut 22 colonnes pour traiter les fumées. L'occupation du sol est de 1105 m2. 4 adsorbeurs d'une géométrie selon l'invention, avec une épaisseur du lit équivalent (3 m) peuvent traiter les fumées avec une occupation du sol nettement plus faible. Si l'épaisseur du lit est réduite à 2 ou 1 m (ce qui est difficilement envisageable dans une géométrie conventionnelle et qui rend la mise en oeuvre selon la présente invention très intéressante) la masse d'adsorbant et l'occupation du sol diminuent encore. Un deuxième avantage de la nouvelle géométrie est le fait que la contrainte de la fluidisation des particules tombe en particulier par la possibilité de maintien du lit par des grilles de type grille Johnson de part et d'autre du lit. On peut ainsi d'avantage réduire la taille de particules pour améliorer la performance de l'adsorbeur. La dernière ligne du Tableau 2 montre qu'une diminution de la taille des particules en dessous de la limite de fluidisation réduit la masse d'adsorbant et l'occupation du sol, alors que la perte de charge reste acceptable. Tableau 2 : Profondeur du lit (P), diamètre des particules dp, nombre des adsorbeurs en mode adsorption Nads, nombre total des adsorbeurs N, dimensions des adsorbeurs (diamètre pour géométrie classique, longueur verticale x longueur horizontale pour géométrie selon l'invention), occupation du sol, masse totale d'adsorbant, perte de charge (AP). P uads dp mm Nads N Dimension colonne Occ sol m2 masse totale t Op bar m m/s art ant 3 1.00 2.5 10 22 o 8 1105 1580 0.46 2 0.85 2.3 13 28 o 8 1410 1240 0.24 invention 3 1.00 2.5 4 10 8 x 7.8 470 1800 0.46 2 0.85 2.3 4 10 10 x 8.1 320 1480 0.25 1 0.62 1.9 4 10 10 x 10.9 240 1150 0.08 1 0.88 1.6 4 10 10 x 8.1 160 770 0.20 REVENDICATIONS1. Procédé de captage d'un composé contenu dans un gaz dans lequel on met en contact le gaz avec un matériau adsorbant le composé, ledit matériau étant disposé dans un premier lit, caractérisé en ce qu'on fait circuler le gaz dans le premier lit selon une direction horizontale et en ce que la section de passage du gaz dans le premier lit est perpendiculaire à ladite direction horizontale. 2. Procédé selon l'une des revendications 1 et 2, caractérisé en ce que la section de passage du gaz dans le premier lit est un rectangle ayant une hauteur comprise entre 2 et 30 mètres et ayant une longueur au moins égale à 5 mètres. 3. Procédé selon la revendication 2, caractérisé en ce que la longueur est supérieure à la hauteur. 4. Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que la profondeur du premier lit parcouru par le gaz est comprise entre 0,2 et 5 mètres. 5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 6, caractérisé en ce que le matériau adsorbant le composé est disposé dans le premier lit et dans un deuxième lit séparé par un espace du premier lit, la section de passage du gaz dans le deuxième lit étant perpendiculaire à ladite direction horizontale et en ce qu'on injecte le gaz dans ledit espace. 6. Procédé selon la revendication 6, caractérisé en ce que le gaz est injecté dans ledit espace par un distributeur gaz pour homogénéiser la répartition du gaz dans le premier et deuxième lit. 30 7. Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'on met en contact le gaz avec le matériau adsorbant le composé à une température comprise entre 20°C et 250°C et à une pression comprise entre 1,1 et 5 bars absolus. 8. Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'on choisit 35 la longueur, la hauteur et la profondeur pour faire circuler, à travers le premier lit, un débit de gaz supérieur à 1000 Nm3/h, à une vitesse comprise entre 0,05 m/s et 1,5 m/s. 25 9. Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'on régénère ledit matériau adsorbant en mettant le matériau en contact avec de la vapeur d'eau à une température comprise entre 50°C et 90°C et à une pression comprise entre 0,1 et 0,7 bar absolu. 10. Procédé selon l'une des revendications précédentes, caractérisé en ce que le gaz consiste en des fumées de combustion et le composé est le CO2.